鄂尔多斯某煤炭深加工示范项目以煤炭为原料，将水煤浆气化后合成甲醇，进一步合成烯烃。生产装置区排放的废水主要有煤气化废水、煤制烯烃（S-MTO）净化废水及全厂其他废水（包括烯烃装置生产废水、酸性气废水和生活污水）。煤气化废水水量较大，污染物组成复杂且含量较高，特别是废水中氨氮及悬浮物（SS）含量较高，须在煤气化装置内对气化废水进行汽提脱氨、混凝沉降预处理。另一股水量较大的废水为S-MTO装置生产过程中产生的净化废水，该废水COD高，且含有少量不易降解的醛类、酮类、有机酸等大分子有机物，须经过厌氧生化、气浮除油及水解酸化预处理将大分子污染物长链打断，提高其可生化性。这2股大水量废水经预处理后与全厂其他废水一起排入废水处理装置，并采用O-AO-MBR组合工艺处理，产水达标后送至深度处理单元，经除硬、除浊、脱盐后回用至循环水场，产生的高浓盐水经蒸发结晶单元处理，实现了废水的零排放。
1 设计进出水水质和水量
该装置设计最大进水水量为1 300 m3/h，主要设计进、出水水质见表1。
表1 设计进、出水水质
Table 1
| 项目 | 流量/（m3·h-1） | pH | COD/（mg·L-1） | NH3-N/（mg·L-1） | SS/（mg·L-1） | |
|---|---|---|---|---|---|---|
| 设计装置进水水质 | 煤气化废水 | 710 | 6~8 | ≤400 | ≤200 | ≤100 |
| S-MTO废水 | 440 | 7~9 | ≤720 | — | ≤50 | |
| 烯烃装置废水 | 50 | 6~9 | ≤300 | — | ≤50 | |
| 酸性气废水 | 50 | — | ≤340 | — | — | |
| 生活污水 | 50 | 6~9 | ≤300 | — | — | |
| 设计综合进水水质 | 1 300 | 6~9 | ≤550 | ≤150 | ≤80 | |
| 设计装置出水水质 | 1 300 | 6~9 | ≤60 | ≤10 | ≤10 | |
2 工艺设计及主要构筑物
2.1 工艺设计
2.2 工艺流程
图1为废水处理的工艺流程。
图1
如图1所示，正常情况下来水直接进入调节池，异常时先进入事故罐暂存。经混合、均质后的煤化工综合废水首先在一级好氧池内进行好氧曝气处理，利用微生物的同化作用，将部分有机污染物碳化，使污染物得到一定降解。一级好氧池出水进入A/O池，通过硝化、反硝化去除氨氮、降低总氮，并降低有机污染物浓度。污泥混合液进入MBR池后，固液被高效分离，难降解的大分子有机物被截留，产水进入后续深度处理单元。
一级好氧池、中间沉淀池及A/O池均为4个系列并联运行，MBR池为8个系列并联运行。
2.3 主要构筑物及设计参数
2.3.1 一级好氧池
一级好氧池设计停留时间为12 h，池底均匀铺设直径65 mm、长度1 m的管式曝气管2 600根，由离心风机输送的压缩空气通过曝气管通入池底，池内DO达到2~3 mg/L，污泥回流比控制在50%~150%，污泥质量浓度控制为3 000~5 000 mg/L。
通过好氧曝气处理，来水中的有机污染物在池内得到一定程度的降解。同时，一级好氧池可兼作生物软化池，当来水水质较差、Ca2+和Mg2+含量较高、气化废水混凝沉淀预处理效果不能满足要求时，可利用碳化有机污染物生成的CO2和压缩空气中的CO2与Ca2+、Mg2+反应生成CaCO3、MgCO3，通过排泥降低硬度，防止结垢，保证后续工段的稳定运行。
2.3.2 A/O池
A池采用氧化沟式池型，设计停留时间为18 h；为防止污泥沉积、增加缺氧生物与污水接触面积、提升脱氮效果，在池内共设置16台低转速潜水搅拌器（N=56 r/min），硝化液回流比控制在300%~500%。O池采用推流式池型，设计停留时间为28 h，池底铺设与一级好氧池同规格的管式曝气管6 500根，池内DO控制在2~4 mg/L，污泥质量浓度控制为4 000~6 000 mg/L。
A池的主要功能是反硝化脱氮，同时兼具一定的水解酸化作用，以改善废水的可生化性、提高后续好氧处理效率。O池的主要功能是进行碳化和硝化反应，去除废水中的有机污染物及氨氮，通过硝化液回流形成充分的硝化-反硝化作用。
2.3.3 MBR池
MBR池共设计8座，每座设置10个膜组件，采用淹没式聚偏氟乙烯（PVDF）中空纤维帘式超滤膜，膜的截留孔径为0.1 μm。每座膜池装填膜面积16 000 m2（20 m2/帘×80帘/膜组件×10个膜组件），膜通量为10.3 L/（m2·h），由自吸泵间歇抽吸出水，抽停时间比为7 min/1 min。池内污泥质量浓度控制为6 000~10 000 mg/L，相比一般活性污泥法（3 000~5 000 mg/L）高很多。设置3台Q=90 Nm3/min、H=58 kPa的离心鼓风机为活性污泥供氧并实现对膜面污染物的擦洗。同时，设置了污泥回流泵，回流比控制为300%~500%，可根据来水水质变化及处理程度分别回流至A池和O池，提高脱氮降碳效率。
主要构筑物参数见表2。
表2 主要构筑物参数
Table 2
| 构筑物 | 数量/座 | 规格 | 有效容积/m3 |
|---|---|---|---|
| 事故罐 | 2 | D40 m×22 m | 25 000 |
| 调节池 | 2 | 79.5 m×56 m×7 m | 28 000 |
| 一级好氧池 | 4 | 26.5 m×25 m×7 m | 3 900 |
| 中间沉淀池 | 4 | D22 m×4.5 m | 1 700 |
| A/O池 | 4 | 98 m×25 m×7 m | 14 700 |
| MBR池 | 8 | 21 m×3.8 m×5.6 m | 375 |
| 污泥浓缩池 | 2 | D12 m×4.5 m | 500 |
3 装置运行及处理效果
3.1 装置运行中出现的问题及优化措施
3.1.1 来水水质、水温波动大
因预处理设施运行不稳定，装置来水中气化废水水质波动大，有时氨氮高达903 mg/L、SS高达739 mg/L，远超设计指标，导致生化段频受冲击。微生物在生物处理过程中最适宜的温度为20~35 ℃，超过37 ℃时处理效率显著下降〔11〕，而气化废水及S-MTO废水预处理设施换热器结垢频繁，运行周期短，废水水温高，尤其是夏季气温叠加，生化段水温高达42~44 ℃，影响装置处理效率。
优化措施：
（1）强化源头管理，开展技术攻关，将合成气净化装置的CO2引入混凝沉降设施，解决了Ca2+在汽提脱氨工序的沉积问题，改善了汽提脱氨的运行工况，减少了装置的酸洗次数，提高了汽提脱氨效率，气化废水氨氮、SS分别稳定在300 mg/L和100 mg/L以内；同时充分利用公司其他装置闲置的换热器作为备用，为换热器清洗创造条件，将排入废水装置的废水水温降低到40 ℃以内。
（2）加强过程管控，将人工监测与在线监测相结合，对来水水质、水温实时监控。岗位人员每隔2 h取各股来水及调节池混合出水水样，使用试纸检测pH、氨氮，并与在线监测结果比对，及时汇报、调整异常情况。
（3）优化末端治理，充分发挥调节池和事故罐的缓冲、均质作用，改善生化段进水水质。原设计调节池及事故罐为并联运行，为增加调节池及事故罐调节水质、水温的灵活性，增加了调节池及事故罐串联运行流程，可视来水情况采取串联或并联方式运行，确保后续工段进水稳定。
3.1.2 A/O池运行负荷低
经统计，调节池出水COD为450~900 mg/L，平均为655.6 mg/L，超出一级好氧池进水COD≤550 mg/L的指标要求，造成一级好氧池处理负荷过高，甚至对一级好氧池造成冲击。而经一级好氧池处理后，出水COD为92~467 mg/L，平均为264 mg/L，按最大处理水量1 300 m3/h计算，A/O池的平均COD容积负荷仅为0.14 kg/（m3·d），处于低负荷运行状态，不仅造成曝气风机等设备运行能耗浪费，还需补充大量碳源以提高A池反硝化脱氮效率。
优化措施：
（1）增加调节池出水至A/O池进水流程，形成多点进水。根据调节池出水水质及一级好氧池和A/O池的运行负荷，调整各工段进水水量，不仅降低了一级好氧池的运行负荷，还为A池反硝化反应提供了碳源，减少了碳源的补充量。
（2）将A/O池4系列同时进水运行改为3系列运行和1系列备用。备用系列停止进水和曝气，使备用系列微生物处于休眠状态，同时每月更换备用系列，保持污泥活性，不仅提高了3个运行系列的处理效率，节约了设备运行能耗，降低了职工劳动强度，还可在异常情况下投用备用系列，稳定装置运行，确保装置出水达标。
3.2 装置运行效果
2020年6月，该公司开展全厂大检修，经检修后各装置保持高负荷运行。2020年7月12日至2020年12月31日共173 d的运行时间里，该废水处理装置历经夏季高温（30~35 ℃）和冬季严寒（-20~-10 ℃），来水量为1 000~1 100 m3/h，A/O池保持3系列运行1系列备用状态，其余运行参数均控制在设计参数范围内。经装置处理后，平均出水COD、氨氮、SS均达到了装置设计出水水质指标要求。
3.2.1 COD去除效果
图2显示了该废水处理装置对煤化工综合废水COD的去除效果。
图2
从图2可以看出，系统进水COD基本在450~900 mg/L，平均为655.6 mg/L，超出装置设计进水COD指标，但无论进水COD如何波动，出水COD基本稳定在<30 mg/L，平均出水COD为27.2 mg/L，平均COD去除率达95.9%。O-AO-MBR组合工艺可以有效去除煤化工综合废水中的有机污染物，使整个系统保持较高的COD去除率。
3.2.2 氨氮去除效果
图3显示了该废水处理装置对煤化工综合废水氨氮的去除效果。
图3
图3
O-AO-MBR组合工艺对氨氮的去除效果
Fig. 3
The removal effect of NH3-N by O-AO-MBR process
由图3可知，系统进水氨氮基本在90~300 mg/L之间变化，平均进水氨氮为169.9 mg/L。虽然进水氨氮存在较大波动，但出水氨氮基本<2 mg/L，平均出水氨氮为0.99 mg/L，平均氨氮去除率达99.5%，说明该工艺具有良好的氨氮去除效率，且具有较强的耐冲击负荷特性。
3.2.3 总氮去除效果
图4是该废水处理装置对总氮的去除情况。
图4
由图4可知，系统进水总氮为107~329 mg/L，平均为178.3 mg/L。经处理后，出水总氮均小于80 mg/L，且平均出水总氮为49.5 mg/L，平均总氮去除率为72.2%。因MBR出水至废水深度处理单元对总氮未作要求，在运行过程中为节约能源消耗，降低了对反硝化碳源的投加量及MBR膜池污泥回流比，故虽然该系统已表现出良好的总氮去除效果，但还有进一步提升的空间。
3.2.4 SS去除效果
图5显示了系统进水和MBR膜过滤出水的SS变化以及对SS的去除效果。
图5
由图5可知，系统进水SS基本在30~160 mg/L范围内，平均为72.6 mg/L。经处理后，MBR出水平均SS为6.3 mg/L，平均去除率为91.3%。该工艺对废水中的SS具有较好的去除效果。SS的去除率存在一定的波动，主要原因为该装置已投运近5 a，MBR膜丝存在一定程度的断丝现象，对产水SS造成一定影响。
4 运行成本分析
经统计，2020年7月12日至2020年12月31日期间，装置运行电耗为2.43 kW·h/m3，其中O-AO生化处理单元占59.6%，MBR单元占21%，污水均质提升单元及污泥处理单元等占19.4%，较聂水源等〔12〕利用两级A/O融合工艺处理煤化工废水电耗（2.72 kW·h/m3）低0.29 kW·h/m3。电价为0.3元/（kW·h），运行电费约为0.73元/m3，甲醇、液碱及膜清洗药剂费用合计约为0.93元/m3，人工成本为0.73元/m3，合计直接运行成本为2.39元/m3（不含设备折旧及脱水污泥委外处置费用）。
徐晓妮等〔13〕对A2/O与MBR工艺在同规模城镇污水厂中的工艺占地面积进行了对比，MBR工艺占地面积比A2/O工艺减少28.8%~42.5%。该废水处理装置主体工艺O-AO-MBR实际构筑物占地面积合计14 400 m2，设计最大进水量为1 300 m3/h（即31 200 m3/d），则该组合工艺单位处理水量占地面积为0.46 m2·d/m3。
5 结论
（1）采用O-AO-MBR组合工艺处理煤化工综合废水，出水水质稳定，处理效率高，经装置处理后平均出水COD、氨氮、总氮、SS分别为27.2、0.99、49.5、6.3 mg/L，平均去除率分别为95.9%、99.5%、72.2%、91.3%，达到了装置设计的出水水质指标要求。
（2）O-AO-MBR组合工艺提高了系统的污泥浓度，具有较强的耐冲击负荷特性，即使装置进水COD、氨氮分别在450~900 mg/L及90~300 mg/L范围内波动，仍能实现稳定运行。
（3）根据装置运行负荷，将部分高浓度废水引入A池并调整A/O池运行模式，可提高装置运行效率，降低装置运行成本。
（4） O-AO-MBR组合工艺解决了传统活性污泥处理工艺占地面积大、处理效率不稳定等问题，在煤化工综合废水处理方面具有良好的应用前景。
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