在煤化工工藝過程中產生大量的高氨氮廢水，雖然設有廢水處理裝置，但由于污水水質的復雜性和流程設置的不合理等原因，導致處理效果并不理想，高濃度的氨氮一直是煤氣化廢水水處理的重點和難點。隨著近年來我國對環保的要求越來越高，煤氣化企業正面臨嚴峻的考驗。

　　某煤化工企業煤氣化裝置氣化工段采用德士古水煤漿氣化技術，黑灰水循環采用高壓閃蒸、中壓閃蒸、低壓閃蒸及真空閃蒸的四級閃蒸配置;變換工段采用低溫耐硫變換技術。氣化、變換工段排放廢水中N-NH3及酸性氣含量偏高，易造成裝置中設備及管線出現堵塞、腐蝕等問題，影響裝置的長周期運行和后續的生化處理，因此在原有的工藝基礎上，充分利用裝置中產生的中壓蒸汽，對氣化及變換工段高氨氮廢水處理流程進行了集成優化和改造，采用雙塔加壓汽提工藝降低廢水中的氨和酸性氣的含量，將灰水的pH值控制在合適的范圍內，保證了裝置的平穩長期運行，裝置無需外供熱源，同時將系統的氨進行了資源化回收。

　　1、現有煤氣化廢水處理技術

　　針對煤氣化廢水的污染物含量高和成分復雜的特點，目前國內外的煤氣化廢水處理一般采用物化和生化方法相結合，分為預處理、生化處理和深度處理三個階段，現有的煤氣化廢水處理技術見表1。

　　2、汽提過程原理

　　汽提過程屬于預處理階段，是利用物理過程脫除氨氮廢水中的氨及酸性氣體的方法之一。煤氣化中氨氮廢水可看作是NH3、H2S和CO2等組成的多元水溶液，在水中形成NH4HS、(NH4)2CO3、NH4HCO3等弱酸弱堿性銨鹽，在水中溶解后分別產生NH3、H2S和CO2分子，因此該多元水溶液是化學平衡、電離平衡和相平衡共存的復雜體系，因此控制化學、電離和相平衡的適宜條件是處理好氨氮廢水和選擇適宜操作條件的關鍵，影響上述三個平衡的主要因素是濃度和分子比[3]。汽提過程通過加熱可以提高氣相中NH3、H2S和CO2的含量，但其在液相中的濃度、溶解度、揮發性不同，且離子反應的平衡常數不同，這就造成了這三種分子從液相轉入氣相難易程度和順序不同。NH3、H2S和CO2在液相中以相應的離子(NH4+、CO32-、HCO3-、S2-)形式存在，汽提促使液相中化學平衡及電離平衡逆向進行，氨、硫化氫和二氧化碳以分子形式通過氣相移除，這樣使得氨、硫化氫及二氧化碳不斷從液相轉移到氣相，最終達到凈化水質的目的。

　　3、工藝流程簡述

　　3.1 原工藝流程

　　原高氨氮廢水處理流程如圖1所示，原流程采用四級閃蒸流程，變換凝液及高壓閃蒸凝液進入中壓閃蒸罐，中壓閃蒸罐氣相依次經灰水換熱器、中壓閃蒸冷凝器進入中壓閃蒸分離罐，中壓閃蒸罐液相進入低壓閃蒸罐;中壓閃蒸分離罐氣相進入變換汽提塔，液相進入除氧器;低壓閃蒸罐氣相進入除氧器，液相進入真空閃蒸罐;真空閃蒸罐氣相經真空閃蒸冷凝器進入真空閃蒸分離罐，液相進入澄清槽;真空閃蒸分離罐氣相進入真空泵，液相經泵送至除氧器;澄清槽分液進入灰水槽，灰水一部分作為鎖斗沖洗水，一部分去廢水處理，其余部分去除氧器，除氧器液相返回氣化工段。變換凝液部分經汽提塔汽提后返回磨煤裝置，氨氮在整個過程中無出口，造成了裝置內氨氮的累積。

　　現場測定高壓閃蒸部分氨含量超過13000μg/g，變換凝液氨含量高達6700μg/g，原設計中高壓閃蒸部分氨含量為2250μg/g，變換凝液氨含量為650μg/g，可以看出現場操作中氨氮含量遠高于設計值，具體原料組成見表2。外排廢水中氨含量為1900μg/g，遠超出設計的340μg/g。

　　3.2 原工藝流程存在的主要問題

　　實際運行過程中，氣化裝置黑灰水循環工段出現外排廢水pH值高、氨氮含量高，過高的氨氮含量給后續生化處理造成很大的壓力，大大增加了廢水的生化處理費用。分析發現，原工藝流程中氨氮沒有出口，煤氣化廢水及合成氣中的氨氮通過黑灰水循環系統和變換、凈化工段回收的氨又以水溶液的形式進入水煤漿制備工段，造成了氨氮在系統中的累積。為此需通過流程優化改造，為累積的氨氮設置出口，實現氨的資源化回收。

　　3.3 改造思路

　　總體改造思路為：在不使用外界熱量的前提下，合理配置中、低壓閃蒸所具有的熱量和動力，通過新增脫酸塔、脫氨塔、水回收塔、氨吸收塔及相應的冷換設備，對流程進行合理配置，實現氣化、變換工段高氨氮廢水中氨的資源化回收。

　　上述改造思路為高氨氮廢水中的氨氮提供一個出口，將裝置中累積的氨氮實現高品質回收利用。汽提出的氨氣通過脫鹽水吸收，制成10%~15%(w)的氨水，直接作為煙氣脫硫的還原劑使用;處理后的廢水氨氮含量能夠很好地滿足后續生化處理的要求。閃蒸過程中富裕的能量用于水回收塔最大限度對廢水進行純化，流程操作靈活穩定。

　　3.4 改造后流程

　　改造后工藝流程如圖2所示，其中紅色部分為新增設備。氣化裝置的黑水首先進入高壓閃蒸罐，高壓閃蒸罐氣相去后續裝置冷凝后為高壓閃蒸汽凝液，進入閃蒸凝液罐，高壓閃蒸凝液進入中壓閃蒸罐;中壓閃蒸罐汽相作為新增脫酸塔、脫氨塔再沸器熱源，根據流程調整也可作為新增水回收塔的再沸器熱源，冷凝液進入閃蒸凝液罐，中壓閃蒸罐液相進入低壓閃蒸罐，后續進入原有流程;閃蒸凝液罐汽相進入新增脫酸塔中部，罐底液相進入脫酸塔中上部，變換凝液溫度較低，進入脫酸塔塔頂作為冷回流，控制脫酸塔塔頂溫度;脫酸塔塔頂出酸性氣體去火炬系統燃燒，脫酸塔底部液相進入脫氨塔;脫氨塔塔頂汽相依次進入一級冷凝器、一分罐、二級冷凝器、二分罐使水冷凝下來進入回流罐作為脫氨塔的回流，脫氨塔塔底進入原有除氧器;二分罐汽相為低硫氨氣，進入氨吸收塔底部，脫鹽水進入氨吸收塔頂部，氨吸收塔塔底為10%~15%(w)的氨水產品;為了保證裝置有更大的調節空間，新增加水回收塔，原灰水槽部分灰水進入水回收塔塔頂，水回收塔塔頂組分進入原有除氧器，塔底組分經冷卻后進入生化處理裝置，水回收塔塔釜可根據流程調整利用中壓閃蒸罐汽相作為再沸器熱源或利用原有低壓閃蒸蒸汽直接蒸汽汽提。

　　4、改造效果

　　根據汽提原理，對原有高氨氮廢水處理流程進行了優化和改造，改造后效果見表3。

　　由表3可以看出，改造后，脫氨塔塔底凈化水中氨含量為100μg/g，低于原設計650μg/g及改造前操作值4700μg/g的氨氮含量，有效降低了裝置中的氨含量和酸性氣體含量積累，水回收塔塔底凈化水氨含量為100μg/g，遠低于原設計值340μg/g及改造前操作值1900μg/g，滿足了后續生化處理要求，同時裝置可以副產9373~14056kg/h低硫氨水(10%~15%)。此次改造達到了預期目標。

　　改造后新增脫酸塔塔釜溫度為157℃，再沸器消耗蒸汽流量約9000kg/h;脫氨塔塔釜溫度為160℃，再沸器消耗蒸汽流量約25000kg/h;蒸氨塔釜溫度為135℃，再沸器消耗蒸汽流量約43000kg/h;中壓閃蒸罐可產生約77130kg/h、溫度為175℃的閃蒸汽，由中壓閃蒸罐產生的閃蒸汽完全可以滿足裝置的蒸汽消耗，無需外供熱源。

　　5、結論

　　改造后，氣化、變換工段廢水中氨含量降到100μg/g，改造流程為氣化及變換工段提供了氨出口，提高了原有裝置調節的靈活性，降低了原裝置內氨的累積，有效提高了裝置的操作周期，并滿足了后續生化處理要求。

　　改造后流程利用中壓閃蒸罐閃蒸汽作為熱源，無需外供熱源，達到了較好的節能效果;裝置同時可副產9373~14056kg/h低硫氨水(10%~15%)，取得了一定的經濟效益。(來源：陜西延長中煤榆林能源化工有限公司)