摘 要：某電廠330 MW機組從SCR與空預器之間引出一定量的熱煙氣進入干燥塔，利用旁路蒸發(fā)技術實現(xiàn)了脫硫廢水的零排放處理。對脫硫廢水旁路蒸發(fā)技術的應用進行了評價，結(jié)果表明，滿負荷工況下，蒸發(fā)5.1 m3/h的脫硫廢水需引出熱煙氣量約64896 m3/h，干燥塔煙溫由335℃降至205℃，干燥產(chǎn)物含水率為0.15%，脫硫廢水氯去除和氯揮發(fā)的質(zhì)量分數(shù)分別為87.7%和12.3%，粉煤灰中氯的平均質(zhì)量分數(shù)約為0.28%，鍋爐效率下降約0.55%。

關鍵詞：脫硫廢水;干燥塔;旁路蒸發(fā);零排放;氯平衡;氯揮發(fā);

隨著國家對環(huán)境保護的日益重視，對外排廢水中污染物的控制也更加嚴格。根據(jù)《水污染防治行動計劃》和《控制污染物排放許可制實施方案》的相關要求，作為用水大戶的火電廠實施廢水零排放已迫在眉睫，特別是脫硫廢水的零排放。

截至目前，相繼出現(xiàn)了多種脫硫廢水“零排放”處理技術，并在多家燃煤電廠進行了應用。已實現(xiàn)脫硫廢水零排放的電廠有包頭電廠、句容電廠、陽城電廠等，其脫硫廢水零排放工程的主流技術路線是“預處理+濃縮減量+末端固化”。若脫硫廢水量較小，可經(jīng)預處理后直接進行固化處理；若脫硫廢水量較大，需先進行預處理+濃縮減量后再實施固化處理。當前，預處理技術普遍采用化學軟化+過濾，其中化學軟化主要包括石灰石-碳酸鈉軟化、石灰-煙道氣法軟化、氫氧化鈉-碳酸鈉軟化等，過濾包括管式微濾、超濾、納濾等。濃縮減量技術主要有膜法濃縮和熱法濃縮2種，其中膜法濃縮技術主要有納濾膜、正滲透膜、反滲透膜和電滲析膜等，熱法濃縮技術主要包括多效蒸發(fā)、蒸汽再壓縮蒸發(fā)、低溫煙氣余熱蒸發(fā)等。末端固化技術主要有蒸發(fā)塘技術、蒸發(fā)結(jié)晶技術和煙氣蒸發(fā)干燥技術等，其中蒸發(fā)結(jié)晶技術分為多效蒸發(fā)結(jié)晶工藝（MED）和蒸汽再壓縮蒸發(fā)結(jié)晶工藝（MVR/TVR），煙氣蒸發(fā)干燥技術有主煙道煙氣蒸發(fā)干燥技術和旁路煙道煙氣蒸發(fā)干燥技術，后者又分為雙流體霧化技術、機械旋轉(zhuǎn)霧化技術和流化床干燥技術等。

筆者以某330 MW機組脫硫廢水旁路煙道蒸發(fā)系統(tǒng)為例，對其運行狀況進行了評價分析，研究了額定蒸發(fā)水量工況下系統(tǒng)進出口煙氣溫度、煙氣含濕量、含塵量、HCl濃度等運行參數(shù)的變化，并討論了系統(tǒng)運行對粉煤灰含水率、氯元素含量以及鍋爐效率的影響。

1 脫硫廢水噴霧干燥零排放技術應用

1.1 脫硫廢水噴霧干燥零排放技術原理

脫硫廢水噴霧干燥零排放技術是旁路煙道煙氣蒸發(fā)干燥技術中的一種，其原理是將脫硫廢水噴入獨立噴霧干燥裝置內(nèi)，并從SCR脫硝反應器和空預器之間引出一部分熱煙氣進入干燥塔，利用其熱量在噴霧干燥塔內(nèi)對脫硫廢水進行蒸發(fā)處理。蒸發(fā)后廢水中的鹽類混入粉塵一并被電除塵器收集去除，水蒸氣隨之混入煙氣中并最終進入脫硫塔，冷凝后作為脫硫工藝補充用水，從而實現(xiàn)脫硫廢水零排放處理。脫硫廢水噴霧干燥零排放技術系統(tǒng)如圖1所示。

1.2 工程應用概況

某電廠2×330 MW燃煤發(fā)電機組脫硫采用石灰石-石膏濕法脫硫技術，在實際運行過程中產(chǎn)生了一定量的脫硫廢水。產(chǎn)生的脫硫廢水經(jīng)原有三聯(lián)箱處理后，利用噴霧干燥技術進行零排放處理。根據(jù)改造技術協(xié)議及相關要求，在設計煤種條件下，當鍋爐100%負荷時，干燥塔設計處理能力為5.0 m3/h。相關的性能保證值見表1。

2 脫硫廢水噴霧干燥零排放技術評價

試驗期間，機組運行穩(wěn)定，機組負荷率波動不大于5%，平均負荷率約99.0%，干燥塔入口和出口擋板門開度一定，保證引入干燥塔內(nèi)的熱煙氣量穩(wěn)定。脫硫廢水噴霧干燥裝置和主要儀表運行正常?？刂茋娙敫稍锼拿摿驈U水量，在線脫硫廢水量穩(wěn)定在5.0 m3/h左右。

2.1 脫硫廢水水質(zhì)水量及煙氣情況

試驗期間，每天從廢水箱對脫硫廢水多次平行取樣，對取樣廢水進行水質(zhì)檢測。利用日本FORT-AFLOW-S10C1-00C型超聲波流量計對干燥塔入口脫硫廢水量進行測試。脫硫廢水的水質(zhì)檢測結(jié)果和水量測試結(jié)果見表2。空預器前后煙氣參數(shù)如表3所示。

由表2可以看出，脫硫廢水的溶解性固體約為41400 mg/L,Cl-質(zhì)量濃度約為14500 mg/L?，F(xiàn)場測試脫硫廢水量約為5.1 m3/h，與在線儀表流量誤差約為2%，表明干燥塔入口脫硫廢水的電磁流量計準確，噴入干燥塔的脫硫廢水水量能穩(wěn)定在5.1 m3/h左右，滿足試驗要求。

2.2 干燥產(chǎn)物含水量情況

試驗期間，每天在干燥塔底部采集渣樣2次，每次采集100 g左右。將采集的渣樣分別放入燒杯中稱重，然后放入烘箱內(nèi)烘干至恒重，再放入干燥器內(nèi)冷卻至室溫，稱重。根據(jù)烘干前后渣樣的質(zhì)量變化，計算出干燥塔底部干燥產(chǎn)物的含水率約為0.15%，滿足技術協(xié)議的要求（≤0.2%）。干燥塔系統(tǒng)對脫硫廢水的霧化、蒸發(fā)效果較好，干燥塔底部的渣樣干燥較徹底，基本不含水分。

2.3 干燥塔溫度變化情況

試驗期間，對干燥塔入口和出口煙氣溫度分別進行了測試，結(jié)果如圖2所示。

從圖2可以看出，干燥塔入口煙溫基本維持在335℃左右，高溫煙氣在干燥塔內(nèi)對脫硫廢水進行霧化蒸發(fā)；干燥塔出口煙溫下降至205℃左右，干燥塔出口煙溫明顯高于技術協(xié)議要求（出口煙氣溫度≤180℃），說明干燥塔引入的熱煙氣量可能偏大。

2.4 對鍋爐效率的影響

脫硫廢水噴霧干燥技術抽取一定量的高溫煙氣后，使進入空氣預熱器的高溫煙氣量有所減少，在空氣預熱器換熱效率不變的前提下，一次風和二次風通過空氣預熱器得到的熱量均減少，對鍋爐效率造成一定的影響。試驗期間，對抽取熱煙氣量、鍋爐總煙氣量、空預器入口和出口煙溫等參數(shù)進行了測試，結(jié)果見表4。

從表4可知，干燥塔平均抽取的熱煙氣量約為64896 m3/h，約占鍋爐總煙氣量的6.5%。通過計算，鍋爐整體效率下降約0.55%，稍超出了設計值（0.5%）。結(jié)合圖2可以判斷，所抽的熱煙氣量偏大，干燥塔出口煙溫高出設計值，從而造成鍋爐效率下降幅度超出設計值。

2.5 干燥塔氯平衡情況

干燥塔氯的來源包括脫硫廢水中氯、干燥塔入口煙氣中HCl和干燥塔入口粉塵中氯。干燥塔氯的排出包括干燥塔出口煙氣中HCl、干燥塔出口粉塵中氯和干燥塔底渣中氯。以1 h為單位計算，干燥塔氯平衡情況見表5。

由表5可知，干燥塔入口和出口的總氯量分別約為79.5 kg/h和79.3 kg/h，干燥塔內(nèi)氯含量基本平衡，其中進入干燥塔的氯的主要來源是脫硫廢水，干燥塔排出的氯主要是干燥塔出口粉塵和出口煙氣攜帶。

2.6 脫硫廢水氯脫除及揮發(fā)情況

脫硫廢水經(jīng)干燥塔霧化干燥后，絕大多數(shù)氯隨粉塵被電除塵器捕集去除，一小部分氯揮發(fā)隨煙氣返回吸收塔。由表5可知，干燥塔入口煙氣中的氣態(tài)氯含量為55 mg/m3，出口煙氣中氣態(tài)氯質(zhì)量濃度為195 mg/m3，增加了約140 mg/m3，脫硫廢水氯脫除和氯揮發(fā)的質(zhì)量分數(shù)分別為87.7%和12.3%。在脫硫廢水量不變的情況下，揮發(fā)的氯會造成脫硫塔內(nèi)氯離子濃度的增加。而實際運行過程中，脫硫廢水不間斷排出，脫硫廢水體積流量增加，可使脫硫塔內(nèi)氯濃度保持在一定的合理范圍內(nèi)。

2.7 對粉煤灰的影響

脫硫廢水經(jīng)干燥塔霧化蒸發(fā)后，絕大多數(shù)的氯混入粉塵中被去除。以1 h為單位計算，脫硫廢水中混入粉塵中的氯約為64.7 kg/h，粉煤灰中氯的總量約為66.6 kg/h，而1臺鍋爐產(chǎn)生的粉煤灰量約24.0 t/h，粉煤灰中氯的占比約為0.28%。根據(jù)粉煤灰混凝土的配合比設計原則，按照粉煤灰20%的摻入量制作水泥，則水泥中的氯約占0.056%，滿足《通用硅酸鹽水泥》（GB 175—2007）要求的0.06%，能夠滿足粉煤灰綜合利用的要求。

3 結(jié)論

脫硫廢水在旁路煙道蒸發(fā)系統(tǒng)蒸發(fā)干燥后會對煙氣的溫度、濕度、粉塵含量、HCl含量產(chǎn)生一定的影響，并對鍋爐運行效率略有影響。脫硫廢水蒸發(fā)后，會使煙氣HCl含量及濕度增加，進而可能會使煙氣酸露點升高，在系統(tǒng)設計和運行過程中需要予以考慮，并根據(jù)系統(tǒng)運行參數(shù)及時調(diào)整蒸發(fā)水量和煙氣量。脫硫廢水蒸發(fā)后，粉煤灰中的氯元素含量有所升高，通過調(diào)節(jié)蒸發(fā)脫硫廢水水量可確保粉煤灰中的氯離子含量不影響綜合利用。由于采用空預器入口前高溫煙氣作為熱源蒸發(fā)脫硫廢水，在系統(tǒng)設計和運行過程中可以通過濃縮等方式減少脫硫廢水的蒸發(fā)量，降低對鍋爐效率的影響。

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