火电厂脱硫废水低温烟气蒸发浓缩-主烟道蒸发干燥系统设计及运行

　　摘 要：利用低温烟气热量对脱硫废水进行蒸发浓缩和蒸发干燥，从而实现脱硫废水的零排放处理，具有系统简单、投资运行成本低、维护工作量小等优点。脱硫废水低温烟气蒸发浓缩系统和主烟道蒸发干燥系统的运行效果和运行稳定性受废水水质、机组负荷、烟气温度、烟气流场等因素的影响，需要根据项目的实际情况进行优化。根据某300 MW燃煤机组的烟气参数和脱硫废水水质水量情况，对脱硫废水烟气蒸发浓缩系统和主烟道蒸发干燥系统进行了优化设计。系统性能测试结果表明，低温烟气蒸发浓缩处理装置平均处理废水量为10.44 m³/h，浓缩减量后的浓水水量平均为0.96 m³/h，主烟道蒸发干燥装置平均处理废水量为1.5 m³/h，相关指标满足系统设计要求。

　　关键词：火电厂;零排放;脱硫废水;低温烟气;主烟道;蒸发浓缩;蒸发干燥

　　晋银佳; 郑长乐; 王群奎; 宋达华电技术2021-12-10

　　0 引言

　　近年来，国家和地方环境保护政策要求日益严格，相继出台了一系列文件，对废水的处理回用和排放提出了更为严格的要求[1]，火电厂废水处理回用乃至零排放处理面临着巨大的环保压力。火电厂废水种类繁多，其中燃煤电厂石灰石-石膏湿法脱硫工艺产生的脱硫废水由于水质复杂且含有重金属离子，通常要求全部处理回用，不能外排，即需要实现零排放处理[2-4]。随着脱硫废水零排放处理技术的发展，高压反渗透浓缩技术、电渗析浓缩技术、低温多效闪蒸浓缩技术、低温烟气蒸发浓缩技术等均实现了工程应用，取得了较好的浓缩减量效果;多效蒸发结晶工艺、机械蒸汽再压缩蒸发结晶工艺、主烟道雾化蒸发工艺以及旁路烟道蒸发工艺等多种脱硫废水零排放处理工艺相继出现并实现了工程应用，极大地促进了脱硫废水零排放处理技术的发展[5-13]。其中，低温烟气蒸发浓缩处理技术[11-13]和主烟道蒸发干燥处理工艺[14-19]由于系统简单、投资运行成本低、运行维护工作量小等优点而受到了广泛关注，并在多家燃煤电厂获得了工程应用，收到了较好的效果[11-19]。利用烟气热量进行废水的浓缩及蒸发干燥处理时，系统运行稳定性受烟气参数、水质水量及烟道条件等多个因素的影响，因此，系统设计需要结合项目的具体情况进行优化。

　　对于脱硫废水低温烟气蒸发浓缩系统和主烟道蒸发干燥系统的设计，可以通过数学建模计算、流场模拟计算等进行优化，在此基础上通过实验室的小试及中试试验进行校验，进一步优化烟气蒸发浓缩系统和主烟道蒸发干燥系统的设计参数，如浓缩塔尺寸、雾化装置布置和选型、风机布置及选型等[16-21]。此外，由于烟气温度越高，废水蒸发速度越快，因此，可以根据水量和烟气温度等参数，优化确定烟气量和废水雾化粒径，在确保废水蒸发浓缩和干燥效果的前提下，减少烟气的使用量[22-25]。另外，脱硫废水主烟道蒸发系统的设计还需要考虑系统运行对除尘系统的影响，并测算评估系统运行对粉煤灰品质的影响，确保废水蒸发处理系统运行不影响除尘系统稳定运行及粉煤灰的综合利用[26-27]。本文以某300 MW机组脱硫废水低温烟气蒸发浓缩-主烟道蒸发干燥零排放处理系统为例，根据机组运行的烟气参数和脱硫废水水质水量参数，对系统进行设计和优化并对系统运行数据进行分析，为脱硫废水低温烟气蒸发浓缩-主烟道蒸发干燥零排放处理工艺的研究和应用提供参考。

　　1 脱硫废水水质水量情况

　　根据现场脱硫废水水量测试及统计分析，该 300 MW 燃煤机组满负荷工况下脱硫废水的水量约为 6. 5 m3 /h。此外，考虑到低温烟气蒸发浓缩系统及主烟道蒸发干燥系统建成后，约 2. 0 m3 /h 的酸碱再生废水也将和三联箱处理后的脱硫废水一起进入系统处理，因此系统设计按照不低于10. 0 m3 /h的处理能力进行设计。酸碱再生废水中和处理后与三联箱处理后的脱硫废水混合，混合后的高盐废水水质情况见表1。水质分析结果显示，脱硫废水经过三联箱处理后重金属离子基本被去除，固体悬浮物质量浓度显著降低，但依然含有高质量浓度的溶解性盐和钙镁离子，水质较为复杂。脱硫废水中盐的质量浓度约为31 500 mg/L，氯离子质量浓度约为9 180 mg/L。

　　2 机组及烟气情况

　　该机组配套选择性催化还原(SCR)脱硝设施及电除尘设施，可实现烟气超低排放。低温烟气蒸发浓缩系统运行所用烟气取自引风机出口烟道。满负荷工况下除尘器入口和引风机出口烟气参数见表2。

　　3 工艺系统设计及设备选型 3. 1 工艺系统流程及设计说明

　　低温烟气蒸发浓缩处理流程为：引出部分引风机后的低温烟气作为热源进入蒸发浓缩器，脱硫废水经过三联箱处理后的上清液和酸碱再生废水引至高盐废水浓缩器雾化后与烟气直接接触换热而被蒸发、浓缩，饱和湿烟气经过蒸发浓缩器内的除雾器处理后进入主烟道。废水经过低温烟气蒸发处理后形成冷凝水和浓缩液 2 部分，冷凝水可以回用作脱硫工艺水，浓缩液进入主烟道蒸发处理实现废水的零排放。在低温烟气蒸发浓缩单元，脱硫废水和酸碱再生废水采用大流量循环蒸发方式，使废水浓缩 8 倍左右，高盐废水浓缩倍数可以通过调整引接的低温烟气量进行调节控制。需要说明的是，由于高盐废水蒸发浓缩采用的低温烟气为脱硫处理前的原烟气，烟气中的 SO2在废水蒸发浓缩过程中溶解进入废水，从而使废水浓缩液呈酸性(pH 值为 1~3)，在低 pH值条件下，废水浓缩液具有更强的腐蚀性;同时，浓缩液在主烟道内蒸发干燥的过程中，HCl的挥发量会显著升高，使得废水中的氯元素以 HCl的形式进入烟气中，最终进入脱硫系统，影响脱硫浆液品质。因此，系统设置废水浓缩液加碱中和处理装置，在废水浓缩液中加入NaOH溶液，将废水浓缩液 pH值调整至7左右。

　　废水浓缩液经过 pH 值调整后，通过废水输送泵送至除尘器入口前的主烟道内进行雾化蒸发干燥。主烟道蒸发干燥处理系统满负荷工况下的处理能力为1. 5 m3 /h。浓缩液在压缩空气的作用下被雾化成平均粒径为 60 μm 的液滴，在除尘器入口前烟气的加热作用下蒸发干燥，实现废水的零排放处理。由于废水蒸发速度与烟气温度和雾化粒径有关[14，16]，因此，可以根据烟气温度的变化通过调整压缩空气的流量来控制废水的雾化粒径，确保废水浓缩液的雾化液滴能被及时干燥，避免主烟道出现积灰结垢。脱硫废水低温烟气蒸发-主烟道蒸发干燥处理系统如图1所示。

　　3. 2 系统主要设备选型 3. 2. 1 低温烟气蒸发浓缩系统

　　低温烟气蒸发浓缩系统主要包括烟气系统、废水系统、蒸发系统、中和系统和冲洗系统。烟气系统包含引接引风机出口的烟气至蒸发器及蒸发器出口至脱硫塔入口前主烟道的烟道、增压风机、密封风机及烟道挡板门等;废水系统为蒸发浓缩系统输送废水，包含废水缓冲箱、废水泵及相应的管道阀门等;蒸发系统为该系统的核心装置，包含蒸发浓缩器、除雾器、循环泵、浓液泵、浓水缓冲箱等;中和系统主要作用是将废水浓缩液加碱调节其pH 值至弱碱性，包含 NaOH 加药箱、加药泵、计量泵及管道阀门等;冲洗系统的作用是在系统停运和启动前对相关的输水管路进行冲洗，避免系统停运时产生腐蚀等，主要包含冲洗水泵及管道阀门等。该项目中低温烟气蒸发系统的主要设备见表3。低温烟气蒸发浓缩系统配置 2层喷淋层，每层喷淋层设置 12 支喷嘴，喷嘴交错均匀布置，喷淋液覆盖率约为 180%。为了提升废水和烟气的换热效果，需要尽可能减小废水液滴的雾化粒径，喷嘴前的运行压力约为 0. 2 MPa，液滴雾化平均粒径约为 1 mm。喷嘴的孔径为 5 mm，浓缩器底部不需要配置过滤装置，喷嘴不会出现堵塞现象，设置扰动泵避免悬浮物沉积结垢。该项目浓缩塔尺寸为6 m×6 m×18 m，塔内烟气流速约为3. 8 m/s，浓缩塔内液面至烟气出口高度约为13 m，烟气停留时间约为3. 4 s。

　　3. 2. 2 主烟道蒸发干燥系统

　　主烟道蒸发干燥系统主要包括废水输送泵、双流体雾化喷射装置、空气压缩机、冲洗水泵、吹灰器、输灰仓泵等。双流体雾化喷射装置能够在压缩空气的作用下将废水雾化成不同粒径的液滴，便于废水液滴的蒸发干燥;吹灰器安装在雾化喷射装置下游，定期开启，避免烟道和雾化喷射装置产生积灰和结垢;输灰仓泵的作用是将除尘器一电场收集的灰输送到灰库，进行搅拌混合，避免结晶盐过于集中，影响灰的品质和综合利用。主烟道蒸发干燥系统主要设备见表4。

　　4 系统运行结果及分析

　　在80%和50%负荷率工况下，分别对低温烟气蒸发浓缩系统和主烟道蒸发系统的出入口烟气温度和蒸发水量等参数进行测试，测试结果见表5。在 80%负荷率工况下，对低温烟气蒸发浓缩系统运行中出入口烟气中SO2质量浓度、烟气湿度、烟气中粉尘质量浓度等参数进行了测量，相关数据见表6(标态、干基、6%O2 )。低温烟气蒸发浓缩系统运行过程中，废水和烟气直接接触进行换热，烟气中的部分粉尘和 SO2进入废水中，因此系统出口烟气中粉尘和 SO2的质量浓度略有下降。此外，系统运行过程中，废水蒸发产生的水蒸气进入烟气中导致烟气湿度有所增加。由于引接的烟气量较小(约占总烟气量的 14%)，系统出口的烟气进入主烟道后对原烟气的湿度影响较小，经测算，原烟气的湿度将 由 6. 53% 增 加 到 7. 55%，不 会 影 响 原 烟 气 的性质。

　　在 80% 负荷率工况下，对主烟道内烟气中 HCl 的质量浓度进行了测量。在电除尘入口主烟道进行烟气采样，用氢氧化钠溶液吸收烟气中的HCl，然后用硝酸银标准溶液进行滴定分析，具体分析方法参照HJ 548—2016《固定污染源废气 氯化氢的测定硝酸银容量法》[28]。结果显示，蒸发水量为1. 5 m3 /h (废水 pH 值约为 7. 8)时，主烟道蒸发干燥系统上、下游主烟道内烟气中 HCl的质量浓度略有增加，平均 值 分 别 为 58. 48，61. 26 mg/m3 (标 态 、干 基 、 6%O2 )。为了降低废水蒸发干燥过程中 HCl 的挥发，可以提高进入蒸发干燥系统废水的碱度，减少氯元素在后续脱硫系统的累积。主烟道废水雾化蒸发装置布置在空气预热器出口至除尘器入口前的 2 条竖直段烟道内，竖直烟道长约 9. 8 m，烟道截面尺寸为3. 5 m×3. 3 m。根据80%和50%负荷率下烟气量参数计算水平烟道内烟气的停留时间分别为0. 82，1. 25 s。根据相关文献模拟计算，当废水平均雾化粒径为 60 μm时，在 80% 和 50% 负荷率工况下，除尘器入口烟气温度分别为138，119 ℃，烟气停留时间分别为0. 82，1. 25 s，液滴可以在烟道内完全蒸发[16]。

　　在80%负荷率工况下(蒸发水量为9. 48 m3 /h)，对低温烟气蒸发浓缩系统运行的电耗和烟气阻力进行统计，系统运行电负荷约为290 kW(其中：风机电负荷约为110 kW，密封风机及电加热器电负荷约为 30 kW，废水循环泵电负荷约为 140 kW，其他废水泵等电负荷约为10 kW)，系统运行烟气阻力约为 350 Pa。在 80% 负荷率工况下(蒸发水量为 1. 50 m3 /h)，对主烟道蒸发干燥系统运行的电耗和烟气阻力情况进行了统计，系统运行电耗负荷约为 25 kW (其中：空气压缩机电负荷约为 20 kW，废水泵电负荷约为5 kW，电伴热未运行)，系统运行烟气阻力极小，约为 60 Pa。因此，系统处理水量为 10. 98 m3 /h (低温烟气蒸发系统蒸发水量为 9. 48 m3 /h，主烟道蒸发系统蒸发水量为 1. 50 m3 /h)时，电负荷总计约为 315 kW，水处理电耗约为 28. 7 kW·h/t。低温烟气蒸发浓缩系统和主烟道蒸发干燥系统的运行成本主要为电耗成本，因此在系统运行中，需要统筹蒸发浓缩和干燥 2 个系统的运行参数，减少烟气引接量，从而降低系统运行成本。低温烟气蒸发浓缩系统和主烟道蒸发干燥系统的运行阻力较小，但工程方案设计时需要进行校核，避免对引风机的运行造成影响。

　　脱硫废水经过低温烟气蒸发浓缩处理后，加碱调整 pH 值并进行混凝澄清处理(固体悬浮物质量浓度通常要求降至 20 mg/L 以下)进入双流体雾化喷嘴，可避免喷嘴的磨损。通过加大压缩空气量、优化雾化喷嘴设计(增大孔径)、优化喷嘴布置方式和布置位置等措施可有效避免喷嘴堵塞。

　　5 结论

　　低温烟气蒸发浓缩系统和主烟道蒸发干燥系统的运行均是利用烟气的热量实现废水的蒸发，从而达到浓缩减量和零排放的目的。低温烟气蒸发浓缩系统的蒸发水量取决于引接的烟气量和进出口烟气温度，因此可以根据系统进水量和引接的烟气温度通过调整烟气量来控制废水的浓缩倍率，从而实现引接烟气量的优化。主烟道蒸发干燥系统的消纳水量取决于烟气温度和烟道布置条件，为了确保系统安全运行，系统蒸发水量应控制在较低水平。因此，低温烟气蒸发浓缩系统和主烟道蒸发干燥系统的运行控制需要统筹考虑，在确保系统安全稳定运行的前提下，减少烟气的引接量，实现系统运行的节能降耗。