脱硫废水零排放处理系统的设计与调试

脱硫废水零排放处理系统的设计与调试

随着经济的快速发展，水资源的缺乏已成为经济和社会可持续发展的突出瓶颈。为此，我

国相继出台了相关政策法规，2015年国务院发布《水污染防治行动计划》提出了最严格的

源头保护和生态修复制度，燃煤电厂是工业用水大户

脱硫废水的水质复杂且波动幅度大，处理回用难度大，污染物成分及含量与煤种、脱硫工

艺与运行方式、烟尘量、石灰石品质、石膏脱水效果、SCR系统氨逃逸率等多种因素有关

1项目总结

山东某火力发电厂脱硫废水零排放改造项目，于2018年9月开工，于2019年3月完成调

试及试验，设计脱硫废水处理耗水量为10m

2设计及工艺流程

根据该厂全厂废水综合治理可行性研究报告、脱硫废水实际运行水量数据、总平面布置图

等图纸资料，参考《石灰石-石膏湿法烟气脱硫废水处理设计导则》及《发电厂化学设计

规范》等相关设计规范，确定预处理-膜浓缩-旁路烟气蒸发零排放处理系统中各子系统设

计参数及流程如下。

2.1预处理单元-过滤单元

脱硫废水预处理：脱硫废水首先进入缓冲池完成废水的缓冲储存与水质调节，再采用•体

化澄清器对废水进行软化澄清处理；一体化澄清器出水经加盐酸调低pH值后送至过滤单

元，过滤单元包括机械过滤器和超滤装置。

一体化澄清器对废水进行软化澄清处理的软药剂采用NaOH、Na

为进一步去除进水中的微小悬浮物和胶体颗粒等物质，保证后续反渗透系统的正常稳定运

行，过滤器后设置1套超嘘装置。超滤装置超滤膜组件共设计7件，膜采用立式中空纤维

膜，材质采用PVDF,为整体框架结构，设计处理水量10m3/h,悬浮物、胶体去除率99%,

淤泥密度指数SDI<3。

2.2回收利用技术

膜浓缩子系统采用膜法进行浓缩处理，可大幅减少后续固化处理系统的处理水量，同时实

现废水的回收利用。目前，脱硫废水膜浓缩技术主要有反渗透（R0）、正渗透（F0）、电

驱动膜技术和膜蒸储（MD）

2.3侧路香烟蒸发系统的设计参数

旁路烟气蒸发技术是利用锅炉烟气余热，把处理后的脱硫废水喷入热烟气蒸发器中，使水

分迅速蒸发，将盐分干燥成粉末状或颗粒状最终进入除尘系统

3调试运行结果

3.1体化渗透剂复合膜系统

预处理系统采用“一体式软化澄清-机械过滤-超滤”工艺，168h试验运行期间脱硫废水

进水水质见表lo

预处理系统采用一体化澄清器对废水进行软化澄清处理。一体化澄清器主要由一级反应区、

二级反应区及电动搅拌装置、中心反应及提升浆液区以及斜管澄清区组成。脱硫废水经提

升泵由缓冲池打至一级反应区，在一级反应区投加NaOH并进行搅拌，将控制pH值在

10.8-11.5；出水继续进入二级反应区，并投加Na

一体化澄清器出水的P（Ca

3.2膜浓缩系统试验结果

168h试验运行期间，膜浓缩系统在40%回收率工况条件下运行，其进水、产水、浓小水

质见表2。由表2可知，40席回收率条件下，膜浓缩系统产水较进水pH值有明显的下降。

这是由于进水侧的HCO

168h试验运行期间，膜浓缩系统进水压力监测情况、段间压差、产水电导率监测情况如

图3一图5所示。

由图3—图5可见：进水压力约稳定在2.35MPa,段间压差则基本稳定在0.03MPa,无明

显上升趋势；膜浓缩系统*水电导率在0.40〜0.55mS/cm范围内波动，未出现膜污堵或

结垢现象.168h试验结果表明，40%回收率工况条件下，反渗透工艺脱盐率约为99%,运

行压力、压差等无明显上升，系统运行基本平稳。

3.3侧路香烟蒸发系统试验

3.3.1蒸发器运行结果

168h试验运行期间，为保证从机组抽取的主烟道烟气正常流经蒸发器，需要保证空气预

热器（空预器）前后的压差大于旁路烟气蒸发系统阻力。对空预器两侧压差和蒸发器压差

进行监测，结果如图6所示。

由图6可以看出，A/B侧蒸发器进出口压差始终低于主烟道空预器两侧的压差，保证了热

烟气稳定顺利地进入蒸发器，满足烟气流通的条件。A恻蒸发器进出口压差基本都在500

Pa以上：B侧蒸发器进出口压差波动较大，但差值始终处于合理的范围内。

3.3.2温度分布的测定

由于脱硫废水水质复杂，具有较强的腐蚀性，如果废水在蒸发器内部未蒸发完全，与壁面

发生接触，会对蒸发器造成冲击腐蚀，可通过监测蒸发器的温度间接考察废水蒸发情况。

为了验证脱硫废水喷入两测蒸发器的蒸发情况，试验期间在蒸发器内部壁面从上至下分别

设置8层温度测点，每层等间距设置3个温度测点。蒸发器中心及壁面温度分布的情况如

图7所示。

由图7可见：A侧蒸发器在喷入脱硫废水后，中心温度在170℃略有波动，各层温度测点

之间及同层各温度测点间温差较小，同层及层间壁面最大温差为10C左右，内部壁面温度

分布较为均匀；B侧蒸发器中心温度稳定在170℃基本无波动，从上至下内部壁面存在明

显的温度梯度，1层与3层温度测点间最大温差可达左右，1层各温度测点间最大温

差约为40℃左右，3层至8层同层各温度测点间温差相对较小，层间不存在明显温度梯度。

A/B两侧蒸发器温度分布的差异是由雾化及烟气进气方式引起的，旋转雾化蒸发器环向进

气，依靠高速旋转的雾化转盘抛洒形成雾滴，双相流蒸发器竖向进气，依靠压缩空气高效

切割、携带水流形成雾滴,

168h试验结果表明，蒸发器内部各位置温度均大于A/B侧蒸发器的设计均可保证

脱硫废水在其内部完全蒸发，达到了应用要求。

3.3.3烟气抽取量与平均自适应性

机组负荷的变化直接影响蒸发器抽取烟气流量，蒸发器的喷水量也随之相应匹配。168h

试验期间电厂350负荷变化曲线如图8所示。从图8可以看出，168h试验期间，负荷

在170~330MW范围内波动。

为了提高旁路烟气蒸发技术的自动化程度，提高能源利用效率，本试验烟气抽取量与喷水

量采用自动控制。为了分析喷水量与烟气量的自适应性，168h试验运行期间A/B两恻蒸

发器抽取烟气量与喷水量的变化如图9所示。由图9可见，A/B两侧蒸发器的喷水量为随

抽取烟气量变化而成比例变化，基本响应抽取烟气量的变化趋势，系统具有较强自适应性,

自动化运行程度基本达到设计要求。A侧蒸发器试验运行期间平均喷雾水量约1.6m

3.3.4两种探测器的比较

双相流雾化蒸发器与旋转雾化蒸发器的喷雾方式等技术因素及经济指标存在明显差异，各

项指标对比见表3。

3.3.5蒸发器含灰童

不同机组负荷条件下的灰分布情况如图10所示，表4为蒸发器进、出口烟气含尘量的变

化。由图10可见：当机组负荷为［50%,75%］时，蒸发器锥斗里含灰量为62乐烟道气里含

灰量为38%；随着负荷及喷水量的提高，前者含灰量增至66%,后者含灰量则降至34%。

从表4可以看出，蒸发器出口烟气中烟尘含量较进口降低约2/3。这是由于脱硫废水喷入

烟气后，大部分飞灰在喷入液滴作用下较易发生团聚，从而掉落至蒸发器锥斗中，最后进

入灰库（不会对电厂后续系统产生影响），仅有小部分飞灰随气流经蒸发器出口进入除尘

系统。

4药剂消耗及费用

预处理-膜浓缩-旁路烟气蒸发零排放处理系统的运行成本主要由药剂费用、系统运行电费

和煤耗增加费用三部分组成。168h试验运行期间，该系统药剂消耗量及费用统计见表5,

消耗电量及费用统计见表6。由表5、表6可见：168h试验期间，该系统1t水的药剂费

约为30.80元；预处理及膜浓缩子系统电耗（1t水，下同）约为7.4（kW

利用空预器前烟气热量蒸发脱硫废水会增加机组的煤耗（1t水，下同），对比电厂原运

行数据，168h试验期间煤耗增加约0.031g/（kW

5蒸发干燥处理

1）采用预处理-膜浓缩-旁路烟气蒸发零排放处理系统，可实现单台350MW机组脱硫废水

零排放，脱硫废水全部得到处理回用c

2）预处理子系统采用一体化澄清-机械过滤-超滤工艺。一体化澄清器出水P（Ca

3）膜浓缩子系统采用高压反渗透工艺，在回收率为40*工况条件下，脱盐率约为99%，运

行压力、压差等无明显上升，产水电导率为0.40〜