(1.华电湖北发电有限公司黄石热电分公司，黄石 435004；2.青岛达能环保设备股份有限公司，青岛 266313)

0 引 言

石灰石-石膏法湿法脱硫工艺是目前世界上应用最广泛、最为成熟的脱硫技术，约占我国燃煤火电厂脱硫技术总量的90%以上。湿法脱硫工艺产生的废水成分复杂，含有Cl-、金属离子(Ca2+、Mg2+)、重金属(Hg、Cr、Pb、Ni、Cd)和悬浮物，具有含盐量高、硬度高、易结垢等特点[1]，造成腐蚀设备、污染环境、脱硫效率下降等问题[2-3]。为有效控制燃煤电厂污染物排放，我国相继出台了相关法律法规及政策。根据《火电厂污染防治可行技术指南》和《水污染防治行动计划》等政策的相关要求，火电厂实现脱硫废水零排放已迫在眉睫。

目前，脱硫废水零排放技术逐渐成为研究热点，其中第二阶段蒸发浓缩减量的路线主要有低温烟气蒸发浓缩、多效蒸发结晶工艺(MED)、以空气为载体利用余热浓缩三种[4]。

低温烟气蒸发浓缩技术烟气直接与脱硫废水接触蒸发，该技术能耗高、耗烟气量大、吨水运行电耗高、设备布置不灵活；多效蒸发结晶工艺利用低温蒸汽加热蒸发脱硫废水，尽管具有耗热量小、吨水运行电耗少的特点，但仍然存在投资高、占地面积大、需要曝气处理等问题[5-6]；而以空气为载体利用余热蒸发浓缩将空气作为载体带走水分，其投资小、吨水运行电耗较低、操作运行简单、设备布置灵活、占地面积小的优势使其应用更广泛，在市场竞争中更具有优势。

黄石电厂机组脱硫废水项目则采用了以空气为载体利用余热浓缩的技术路线，本文对其技术原理、实际运行情况和经济性进行了全面的分析，为后续其他燃煤电厂脱硫废水零排放系统的改造与应用推广提供一定参考。

1 以空气为载体利用余热的脱硫废水浓缩系统技术简述

1.1 工艺原理

如图1废水浓缩减量工艺原理图所示，从三联箱入口缓冲箱取废水，设置高盐废水输送泵将其输送至蒸发塔，蒸发塔为密闭式结构，由下部的浓缩盛液圆锥段与上部的喷淋蒸发圆柱段组成，浓缩盛液段的高盐废水由废水循环泵连续抽取至上部的喷淋蒸发段，并通过喷淋装置的雾化喷嘴在蒸发段进行雾化喷淋，在废水强制循环过程中通过换热器对高盐废水进行加热，为满足蒸发效率，一般加热至70～80 ℃，加热热源可采用电厂余热。风机抽取自然空气通入蒸发塔内，空气与喷淋的高盐废水逆向流动并充分混合，使通入的空气达到特定温度下(60～70 ℃)的饱和状态，从而使高盐废水蒸发并被空气携带，蒸发段上部设有高效除雾装置，以去除饱和湿空气中的大粒径液滴，洁净的高温饱和湿空气最终进入脱硫塔前烟道与烟气混合。

图1 废水浓缩减量工艺原理图

1.2 废水预处理

脱硫废水处理零排放处理系统处理过程一般包括预处理、浓缩减量、末端固化三个部分。预处理通过沉降、软化等过程去除废水中的固体悬浮物、Ca2+、Mg2+、重金属离子、硫化物和氟化物等，达到避免对后续设备造成的结垢和污堵的目的。而以空气为载体利用余热蒸发浓缩技术路线以晶种法防止系统结垢，即脱硫废水原水中含有大量的石膏晶体，结垢物质与晶种本身结构相同，晶种表面对结垢物质的亲和力大于管道和设备内壁对结垢物质的亲和力，废水中析出的硫酸钙分子优先附着在悬浮的硫酸钙晶体上，同时废水中硫酸钙晶体的表面积远大于管道和设备内壁面积，浓缩过程中，析出的硫酸钙绝大部分以晶种为核心而长大，管道和设备内壁不易结垢，因此脱硫废水无需进行软化去硬预处理。

2 机组运行情况

华电湖北发电有限公司黄石热电分公司300 MW热电联产机组采用石灰石-石膏法湿法脱硫技术，经全厂深度优化用水改造后，其废水处理设计量为8.5 t/h。废水设计水质见表1。

表1 脱硫废水设计水质

根据改造技术协议及相关要求，其性能保证值如下所示：

(1)蒸发塔实现废水浓缩倍率至少5 倍以上；

(2)整套废水处理系统设计处理量不低于8.5 m3/h。

3 工艺设计及蒸发水量平衡设计

废水浓缩减量共分为高盐废水蒸发浓缩系统、余热利用系统、高盐废水输送系统、冲洗水系统及自动控制系统5个子系统。

3.1 高盐废水蒸发浓缩系统

高盐废水蒸发浓缩系统布置在原增压风机位置，主要设备包括蒸发塔，4台高盐废水循环泵(2用2备)，2台高盐废水换热器，2台风机。

蒸发塔为高盐废水蒸发浓缩场所，尺寸为φ3000-φ2500×15000，蒸发塔整体采用钛合金复合板材质。塔内设置喷淋层及除雾器，底部设置扰动装置防止结垢及内壁粘连。

换热器提供蒸发热量，每个喷淋层设置一台，热源为80～90 ℃闭式循环热媒水，脱硫废水循环量30 0 t/h，脱硫废水加热后升温至70 ℃，换热器为直通单管程管壳结构，竖直布置，材质为TA2。

喷淋层采用单元制，一层喷淋对应2台高盐废水循环泵(一用一备)，共设置4台高盐废水循环泵，叶轮、泵体、泵盖均采用陶瓷材料。

送风机主要作用为提供蒸发塔使用所需要的空气，变频调节，一用一备，风量42 000 m3/h，扬程6 000 Pa。

3.2 余热利用系统

为节约能源，充分利用电厂低品位热量，对连排热量进行回收利用。从锅炉来的连续排污进入新增的连排扩容器，蒸汽通过安全阀排到大气，剩下的饱和水(约0.8 MPa)通过管道进入热媒水循环泵前，与高盐废水加热器出口凉的热媒水混合，多余水通过出口阀门排放，排放水温大概为70 ℃。

本项目直接换热介质为80～90 ℃热媒水，热媒水循环量为450～500 t/h，最优热源为110～150 ℃低温烟气余热，可通过烟气换热器(低温省煤器)将烟气余热转换为80～90 ℃热媒水。

3.3 高盐废水输送系统

废水旋流器出口脱硫废水进入200 m3缓冲箱，给料泵将高盐废水从缓冲箱输送至蒸发浓缩系统，返料泵将浓缩液输送至三阶段处理。

3.4 冲洗水系统

高盐废水容易沉积、结垢，在各关键设备及管道均设置自动冲洗系统，所有冲洗水进入地坑收集后泵入废水缓冲箱，重新进入废水浓缩系统，保证废水不外排。

3.5 自动控制系统

系统控制采用DCS，接入电厂原脱硫控制系统，实现一键启停、一键冲洗、自动报警等功能。

废水蒸发量为6.8 t/h，环境温度按照30 ℃，相对湿度为80%设计。通过前期实验，蒸发塔出口饱和湿空气温度确定为68 ℃。蒸发塔入口空气含湿量为21.57 g/kg(d)，蒸发塔出口空气含湿量为244.89 g/kg(d)，需要空气量为23 550 Nmm3/h(d)。蒸发塔入口空气焓值为85.42 kJ/kg(d)，出口空气焓值为711.54 kJ/kg(d)，计算得出蒸发塔换热量为5.3 MW。

4 运行情况分析

黄石电厂脱硫废水零排放项目采用以空气为载体利用余热蒸发浓缩的技术路线，已于2021年6月投运，现场照片如图2所示，DCS运行画面如图3所示，运行效果理想。满负荷状态下，废水处理量为9 m3/h。

图2 黄石项目现场照片

图3 黄石电厂脱硫废水零排放系统运行画面

4.1 蒸发塔传质传热模型分析

蒸发塔内脱硫废水与空气为直接接触式逆流换热，建立蒸发塔传质传热模型，利用正交实验法，以进入喷淋塔的实际空气量、废水循环量、废水出口温度、用于加热的热媒水循环量为实验变量，研究影响脱硫废水和空气之间换热的主要因素，废水蒸发量、喷淋层压力、耗热量等参数的变化关系，在机组不同负荷条件下，控制实验变量，记录DCS运行画面上的相关数值，并对实验数据进行处理及相关计算，现以其中两组实验数据数据为例进行分析说明。

表2 系统实验数据表

由上表可以看出，在相同的空气量的工况下，喷淋层压力与废水量成正相关，废水循环量越大，喷淋层压力越大，因此，喷嘴的雾化效果好，喷出的废水液滴粒径小，液气比大即能保证喷淋废水与空气充分接触，增大换热面积，最终强化了液滴与空气之间的换热，增强了换热效果，使得废水蒸发量变大。实验结果表明，蒸发量和废水循环量成正相关关系，液滴粒径、液气比均是影响换热的主要因素。

4.2 浓缩倍率

脱硫废水零排放技术最重要的技术指标是浓缩倍率，运行过程中，在蒸发塔进口废水管路和出口废水管路处分别取样，利用电位滴定仪、液相色谱化验分析蒸发前和蒸发后的氯离子、含盐量及硫酸根成分，计算废水浓缩倍率，废水水质分析结果见表3。

表3 废水水质分析结果数据汇总表

n=c2/c1

(1)

式中，n为浓缩倍率；c1为原水的浓度，mg/L；c2为浓缩液的浓度，mg/L。

按式(1)的氯离子浓度计算，浓缩倍率分别为9.02、8.90，浓缩倍率约为9倍，满足技术协议中废水浓缩倍率控制不低于5倍的性能保证要求。

4.3 对脱硫塔水平衡的影响

蒸发塔出口饱和湿空气汇入脱硫塔前烟道，增大了烟气含湿量，降低了脱硫塔入口烟气温度。

额定工况下，脱硫塔前原烟气量为1 311 455 Nm3/h，温度为145 ℃，脱硫出口原烟气温度为55 ℃。增加高盐废水浓缩减量系统后需要在脱硫塔前烟道汇入32 820 Nm3/h的68 ℃饱和湿空气。建立脱硫塔热平衡计算模型，脱硫入口空气焓值+脱硫塔入口烟气焓值+脱硫入口水焓值+氧化风机空气焓值+脱硫塔入口固体焓值+反应热-脱硫塔散热=脱硫塔出口烟气焓值+脱硫塔排出液体焓值+脱硫排出固体焓值，经理论计算改造后脱硫塔耗水量增加0.21 t/h。此种情况对缓解目前电厂除雾器冲洗频率比较低的情况是稍有改善的。

通过实际运行情况来看，蒸发塔出口饱和湿空气直接汇入脱硫塔前烟道对脱硫塔水平衡无影响。

4.4 对排放指标的影响

脱硫塔脱硫的影响因素主要有烟气温度、烟气流速、吸收塔内SO2浓度、烟气中氧气浓度、烟气含尘浓度。

脱硫效率按如下公式计算：

η=(CSO2-rawgas-CSO2-cleangas)/CSO2-rawgas×100%

式中,CSO2-rawgas为折算到标态、干基、6%O2下的原烟气SO2浓度，mg/m3；CSO2-cleangas为折算到标态、干基、6%O2下的净烟气SO2浓度，mg/m3。

本项目设计高盐废水处理量为8.5 t/h，浓缩倍率为5，设计废水蒸发量为6.8 t/h。设计空气量为23 550 Nm3/h，经过蒸发塔加热后成为68 ℃饱和湿空气，空气量为32 820 Nm3/h(标态、湿基、实际O2)，THA工况下，脱硫塔前原烟气量为1 311 455 Nm3/h(标态、湿基、实际O2)。

4.4.1 烟气温度的影响

吸收塔内的脱硫反应属于放热反应，温度过高不利于脱除SO2化学反应的运行，脱硫塔入口烟气温度对脱硫效率的影响如图4所示。

图4 脱硫塔入口烟气温度对脱硫效率的影响

改造前脱硫塔入口烟气温度为145 ℃，改造后烟气温度降低1.85 ℃，脱硫效率提高。

4.4.2 烟气流速的影响

在其他参数不变的工况下，烟气流速变大，可以增强石灰石浆液与烟气之间的流动，减弱进塔烟气与塔内石灰石浆液之间膜的厚度，加强气液传质。另一方面，进入塔内的烟气流速变大，但是液滴的降落速度减慢，因此烟气流速和液滴的降落速度之间存在一定的速度差，在体积一定的情况下，持液量增大，消耗了更多SO2，相对提高了脱硫效率。但随着时间的延长，塔内石灰石粉的溶解度有限，并逐渐消耗完。此时塔内的SO2含量较多，pH值的降低又会减弱石灰石的溶解度，较多的反应剂颗粒析出，从而进一步阻碍脱硫反应的进行。其它条件不变情况下，提高烟气流速，使烟气在脱硫塔内的停留时间变短，脱硫效率降低。因此可以得出以下结论：提高烟气的流速，可以在一定程度上增加SO2的反应速率，但会降低脱硫效率。

改造前脱硫塔入口烟气量为1 311 455 Nm3/h，改造后新增空气量为23 550 Nm3/h，烟气体积流量增加2.0%，烟气流速提高2.0%，烟气脱硫效率降低。

4.4.3 吸收塔内SO2浓度的影响

假定在pH值恒定、含硫燃料品质稳定的工况下，当吸收塔内入口SO2浓度上升，在浆液密度值及质量不变的情况下，更有利于脱硫反应的发生。

改造后烟气SO2浓度降低2.1%，脱硫效率降低。

4.4.4 烟气中氧气浓度的影响

图5 烟气含氧量对脱硫效率的影响

假定在其他参数恒定的情况下，随着烟气中O2的增加，脱硫效率有增大的趋势；当烟气中的O2增加到一定程度后(6%～6.5%)，脱硫效率的增加呈现放缓趋势。

改造后烟气氧气浓度增加2.8%，脱硫效率增加。

4.4.5 烟气含尘浓度

高温饱和湿空气经过除雾器除去液滴后，进入脱硫塔前烟道，对脱硫塔前烟气中含尘总量没有影响。

综上所述，饱和湿空气的汇入使脱硫塔烟气温度降低、烟气流速升高、入口SO2浓度降低、烟气含氧量增加、烟气含尘浓度不变，其中烟气流速升高使脱硫塔出口SO2浓度升高，烟气含氧量增加、烟气温度降低、入口SO2浓度降低使脱硫塔出口SO2浓度降低，综合以上结果可判定脱硫塔出口SO2浓度(标态、干基、基准氧)基本不变。

4.4.6 对其它污染物的影响

蒸发塔出口饱和湿空气汇入脱硫前烟道，在脱硝及除尘器以后，对SCR及除尘器工作无影响。排入的尾部烟道中的饱和湿空气对污染物有稀释作用，污染物实测排放浓度有相应降低。依据《火电厂大气污染物排放标准》，需要对污染物排放值按照下式进行折算。

折算后的大气污染物基准氧含量排放浓度与改造前没有变化。

综合以上理论分析，以空气为载体基于余热的脱硫废水浓缩系统对电厂原来的排放指标没有影响，通过实际运行状况来看亦如此。

4.5 结垢情况

该项目连续稳定运行4个月后，对系统中各设备进行检查，图6-图8分别为换热器、衬氟阀门、管道照片，从照片可以看出，设备及管道均无结垢现象。

图6 换热器照片

图7 衬氟阀门照片

图8 管道照片

经分析，系统中设备没有产生结垢的现象，除本文1.2废水预处理中提到的以晶种法防止系统结垢外，还归结于以下原因：

① 废水的加热和浓缩是分离的，废水的加热是在废水加热器内完成，废水的蒸发浓缩过程则在蒸发塔内进行，蒸发塔内废水在气水界面上蒸发，较传统蒸发器中水在热交换器金属表面蒸发的方式，结垢倾向降低。

② 废水扰流管来的脱硫废水使持液段中的废水圆周运动，大量盐沙对设备表面进行冲刷摩擦，避免脱硫废水在持液段内壁的沉积结垢；持液段下端为锥状，既能够及时排出浓度高的废水，又减轻结晶盐对内壁的附着。

③ 脱硫废水在废水加热器的温度较低，低温下废水的结垢倾向较小。

④ 蒸发塔内脱硫废水与空气充分接触，空气中氧气含量高，可氧化废水中的亚硫酸钙形成硫酸钙；传统低温烟气浓缩蒸发工艺，烟气中氧气含量低，不能够充分氧化亚硫酸钙，会在设备内生成亚硫酸钙与硫酸钙的混合晶体，造成结垢现象。

⑤ 脱硫废水浓缩液pH值稍微下降，大致保持不变；传统低温烟气浓缩蒸发工艺，烟气中的SO2与脱硫废水反应，废水浓缩液pH可低至0～1，需加药处理。

4.6 运行成本分析

系统运行时(此时废水处理量为6 t/h)，记录各设备运行时的实际功率数据，见表4。

表14 项目运行电耗表

由表4计算得出，采用以空气为载体利用余热蒸发浓缩的技术路线对废水进行蒸发浓缩，浓缩阶段吨水运行电耗约为22 kW·h，电耗成本按0.414元/kW·h计算，则处理一吨水运行费用为9.108元，相对于传统的蒸发结晶工艺，运行成本大幅度降低[7-8]。

5 结束语

(1)以空气为载体利用余热蒸发浓缩利用空气温度升高，携水能力增强的原理对脱硫废水进行蒸发浓缩，废水无需预处理，运行过程中设备及管道无结垢现象。设备投资小、吨水运行电耗较低、运行成本低。

(2)通过建立蒸发塔传热传质模型，分析表明，蒸发量和废水循环量成正相关关系，液滴粒径、液气比均是影响换热的主要因素。

(3)满负荷状态下，废水处理量为9 m3/h，浓缩倍率为9倍。

(4)采用以空气为载体利用余热蒸发浓缩的技术路线，蒸发塔出口饱和湿空气直接汇入脱硫塔前烟道对脱硫塔水平衡无影响；脱硫塔出口SO2浓度(标态、干基、基准氧)基本不变。