王伟

摘 要：零排放装置采用两套降膜蒸发器并联运行，缓冲罐+换热器+除氧器+降膜蒸发器+旋液分离器+主辅空冷器工艺处理煤制油生产装置排放的高含盐废水和催化剂废水，高含盐废水的TDS：19105 mg/L，催化剂废水的TDS：46550 mg/L，硫酸根：33，000 mg/L，氨：10042 mg/L，处理后的出水水质E1产品水COD<30 ppm、TDS<10 ppm，E2产品水COD<9 ppm、TDS<10 ppm，且运行稳定。

关键词：零排放 降膜蒸发器 高含盐废水 硫酸铵废水 回用水

中图分类号：X784 文献标识码：A 文章编号：1674-098X（2015）06（c）-0107-02

1 煤直接液化项目零排放装置概况

神华煤直接液化项目是我国也是世界上第一个煤炭直接液化商业性建设项目。生产油品108万吨/年，建设地点在鄂尔多斯，其中煤液化装置排放污水水量大、浓度高、国内外没有类似的污水处理经验可借鉴，根据国家环境保护总局关于神华煤直接液化项目环境影响报告书审查意见的批复要求，贯彻清污分流、污污分治、一水多用、节约用水的原则，对不同水质的废水分别进行处理，最大限度地提高水的重复利用率及废水资源化利用率，装置产生的含油污水、高浓度有机废水、含盐废水等经处理后均要返回系统回用，高含盐废水处理后要求达到零排放要求。

2 ZLD装置组成

零排放装置简称ZLD装置，煤直接液化项目ZLD装置采用两效蒸发的原理处理高含盐废水。该装置2006年建设，2008年底建成投产。

ZLD装置组成：蒸汽减温减压器系统、催化剂废水预处理系统、两套蒸发器系统（简称E1蒸发器系统和E2蒸发器系统）、主辅空冷器系统和硫酸铵结晶系统组成。其中E1蒸发器系统设计处理负荷129 m3/h，主要处理电厂废水和RO浓液，E1产品水设计118 m3/h回用电厂，11 m3/hE1浓液排放至121单元蒸发塘自然蒸发。E2蒸发器系统设计处理负荷103 m3/h，主要处理催化剂废水（即硫酸铵废水），E2产品水设计有94 m3/h去污水汽提装置脱氨处理后用于配置硫酸亚铁溶液和主装置用水，结晶系统采用单效蒸发处理硫酸铵废水浓液，设计处理负荷9 m3/h，其产品是硫酸铵盐类作为化肥外卖。

3 ZLD装置流程简述

含盐废水和催化剂废水进入ZLD装置后，分别经加酸、预热和脱气处理。之后含盐废水进入含盐废水蒸发器E1（154-C-4801），使用外部提供的低压蒸汽将管壳内部的浓水蒸发，蒸发后的蒸汽接着进入催化剂废水蒸发器E2（154-C-5701）完成对催化剂废水的蒸发。由于含盐废水设计处理水量大于催化剂废水水量，因此将有部分多余的蒸汽从E1蒸发器中排出，送至副空冷器（154-E-5401A/B/C）冷凝后直接给换热器换热后回用至产品水罐送电厂。

由E2蒸发器排出的蒸汽送至主空冷器（154-E-6401A～F/154-E-6402A～F）冷凝。主空冷器及副空冷器的凝液混合经E-2换热器（154-E-5601A/B）与催化剂废水进料换热后送入E-2蒸馏液罐（154-T-7002），再由泵送出界区至污水气体装置进行脱氨处理后直接回用。由E1蒸发器下部排出的一次蒸汽凝液经泵送蒸发器产品水罐T-8003；由E2蒸发器下部排出的蒸汽凝液经E-1换热器（154-E-4701A/B）与含盐废水进料换热后送入E-1蒸馏液罐（154-T-7001），再由泵输送至T-8003罐后送至电厂回用。经E1蒸发器浓缩排出的含盐浓液以及经E2蒸发器浓缩排出的催化剂废水浓液分别送入含盐废水浓缩液储罐（154-T-5001）以及催化剂废水浓缩液储罐（154-T-5901），之后经泵送至蒸发塘和结晶装置进行处理。

4 设备和材质

ZLD装置关键设备是降膜蒸发器、除氧器国内加工制造，合金材料从国外购买；循环泵、加药泵等从国外采购。

5 进出水水质分析

E1进料水质（谱尼分析）（如表1所示）

E1产品水水质（谱尼分析）（如表2所示）

E2进料水质（谱尼分析）（如表3所示）

E2产品水水质（如表4所示）

汽提后的E2产品水水质（如表5所示）

通过分析数据可以看出，高含盐废水经蒸发后，E1/E2产品水水质完全满足回用水水质要求，全部回收利用，E1浓液去蒸发塘自然蒸发，E2实现了污水零排放，达到了安全环保、节约用水的目的。

6 公用工程消耗

（如表6所示）

虽然运行能耗较高，但在运行费用中，蒸汽占主导，用于做ZLD装置的蒸汽来源于PSA尾气回收产生的蒸汽，应该是废气综合利用产生热能用于蒸发，ZLD装置做到了清污分流、污污分治、一水多用、节约用水的原则，减少了一次用水量，最大限度地提高水的重复利用率及废水资源化利用率，特别是对于鄂尔多斯水资源匮乏，要求零排放，尤期重要，同时造福于环境，符合国家环保政策。

7 ZLD装置运行及改造情况

ZLD装置自2009年底开车调试，运行过程中出现一些问题，通过技术人员的攻关，实现了较长周期运转，相对来说比较平稳。针对这几年出现的问题和改造归纳如下：

（1）存在问题：催化剂废水中氯根含量高，对E2蒸发器产生腐蚀。原设计催化剂废水中氯离子的含量为5.50 mg/L，而实际运行过程中，催化剂废水中氯离子的含量为50 mg/L，远远超过设计值，氯离子来源主要是催化剂制备过程采用的煤、水和硫酸亚铁，而配催化剂的水采用的是生产水。蒸发器盐水槽的操作条件是温度90～100℃，PH值3～4，废水浓缩倍数10～12，水中氯离子达到500 mg/L以上。催化剂废水处理采用的主要设备材质是316L，在设计条件下运行氯离子腐蚀十分严重。

解决方案：将催化剂制备用的配水改为RO产品水，从根本上解决氯根含量。同时与GE专家研究，提出将底槽中PH改为6～7，这将会增大氢氧化钠的消耗量，同时E2产品水中氨含量将会很高，无法达到回用水指标。通过研究讨论，针对此方案，我们将E2产品水送至汽提装置脱氨处理后，产品水回用于循环水或膜处理系统（处理完后回用于电厂）。

（2）存在问题：E2蒸发器去主空冷器的蒸汽管线（DN1650）抽瘪。在蒸发器调试过程中，由于E2去主空冷蒸汽管线（DN1650）设计壁厚较薄（4.5 mm）。至使在试蒸汽引射器抽真空时将管线抽瘪。

解决方案：经核算，在蒸汽管线上每隔1米做一个加强圈，修复了该管线，运行至今比较平稳。

（3）存在问题：进口泵密封水的改造，设计上进口泵采用新鲜水做为机械密封水，在实际运行中，由于泵输送的是97～99℃的热水，所以用新鲜水做密封水会在泵机械密封面上产生结垢，致使泵无法运行。

解决方案：将新鲜水改为除盐水，解决了这一问题。

（4）存在问题：在调试过程中，提出其浓液排放线在不排放浓液时，管线上存在死端，易结晶堵塞管线，从而使蒸发器无法运行。

解决方案：提出在E1、E2蒸发器浓液排放线上调节阀前加一回流线，这一方案被现场调试技术人员采纳，实施后投入运行后，效果较好。

（5）存在问题：E2加碱泵无法满足工艺要求，在调试过程中，由于E2盐水槽内工艺操作条件的改变，PH值由原来的3～4更改为6～7，将会增大氢氧化钠的消耗量，目前的碱泵无法满足工艺要求，需要将E1蒸发器的2台加碱泵给E2供应。

解决方案：将E1/E2加碱泵出口管线上加跨线，同时增大E2加碱泵出口管线管径。

（6）存在问题：由于催化剂废水来水水量和TDS含量比设计值高，E2蒸发器主空冷和E2盐种旋流分离器能力不足，E2蒸发器无法满负荷运行，造成来水无法完全处理。

解决方案：E2旋液分离器扩能，增加一组盐种旋液分离器系统，和原有的旋液分离器并联运行，以降低E2盐水槽内TDS的含量，保证系统稳定运行，投用后运行比较平稳。

主空冷器系统扩能，运行过程中负压达不到设计值，造成系统负荷达不到设计值。研究后增加了一组空冷器，同时增加一组引射器并改造主空冷喷淋系统更换泄露管束，以解决主空冷能力不足问题。夏季温度较高，对空冷影响很大。

8 需要解决的问题及后期的改造和探索

E1/E2蒸发器内管束的清洗疏通还需要进一步研究。从近年来停车检修经验来看，我们通过高压清洗和化学清洗，效果不是很明显。还需要进一步找原因。煤直接液化项目零排放装置自2008年底投运以来，总体运行情况比较良好，但是运行中还需要进一步优化，更好地降低运行成本。

9 结语

（1）煤直接液化项目零排放装置主要用于处理高含盐废水，其处理成本高、长周期运行受限，为了提高系统运行周期，降低废水吨水处理成本，还需要进一步的技术攻关。（2）E2蒸发器浓盐液经过硫酸铵结晶系统处理后，其产品硫酸铵直接外卖给化肥厂，而E1蒸发器浓盐液设计直接外排蒸发塘进行自然蒸发，需要进一步研究E1浓盐液结晶系统，对杂盐进行分质分离，减少废水外排量。

参考文献

[1] 谢晓，凌怡敏.煤化工废水零排放策略探讨[J].水处理信息报道，2010（12）：15-20.

[2] 魏江波.煤制油废水零排放实践与探索[J].工业用水与废水，2011（5）：70-75.