以空氣為載體基于余熱的脫硫廢水濃縮系統設計開發

(1.華電湖北發電有限公司黃石熱電分公司，黃石 435004；2.青島達能環保設備股份有限公司，青島 266313)

0 引 言

石灰石-石膏法濕法脫硫工藝是目前世界上應用最廣泛、最為成熟的脫硫技術，約占我國燃煤火電廠脫硫技術總量的90%以上。濕法脫硫工藝產生的廢水成分復雜，含有Cl-、金屬離子(Ca2+、Mg2+)、重金屬(Hg、Cr、Pb、Ni、Cd)和懸浮物，具有含鹽量高、硬度高、易結垢等特點[1]，造成腐蝕設備、污染環境、脫硫效率下降等問題[2-3]。為有效控制燃煤電廠污染物排放，我國相繼出臺了相關法律法規及政策。根據《火電廠污染防治可行技術指南》和《水污染防治行動計劃》等政策的相關要求，火電廠實現脫硫廢水零排放已迫在眉睫。

目前，脫硫廢水零排放技術逐漸成為研究熱點，其中第二階段蒸發濃縮減量的路線主要有低溫煙氣蒸發濃縮、多效蒸發結晶工藝(MED)、以空氣為載體利用余熱濃縮三種[4]。

低溫煙氣蒸發濃縮技術煙氣直接與脫硫廢水接觸蒸發，該技術能耗高、耗煙氣量大、噸水運行電耗高、設備布置不靈活；多效蒸發結晶工藝利用低溫蒸汽加熱蒸發脫硫廢水，盡管具有耗熱量小、噸水運行電耗少的特點，但仍然存在投資高、占地面積大、需要曝氣處理等問題[5-6]；而以空氣為載體利用余熱蒸發濃縮將空氣作為載體帶走水分，其投資小、噸水運行電耗較低、操作運行簡單、設備布置靈活、占地面積小的優勢使其應用更廣泛，在市場競爭中更具有優勢。

黃石電廠機組脫硫廢水項目則采用了以空氣為載體利用余熱濃縮的技術路線，本文對其技術原理、實際運行情況和經濟性進行了全面的分析，為后續其他燃煤電廠脫硫廢水零排放系統的改造與應用推廣提供一定參考。

1 以空氣為載體利用余熱的脫硫廢水濃縮系統技術簡述

1.1 工藝原理

如圖1廢水濃縮減量工藝原理圖所示，從三聯箱入口緩沖箱取廢水，設置高鹽廢水輸送泵將其輸送至蒸發塔，蒸發塔為密閉式結構，由下部的濃縮盛液圓錐段與上部的噴淋蒸發圓柱段組成，濃縮盛液段的高鹽廢水由廢水循環泵連續抽取至上部的噴淋蒸發段，并通過噴淋裝置的霧化噴嘴在蒸發段進行霧化噴淋，在廢水強制循環過程中通過換熱器對高鹽廢水進行加熱，為滿足蒸發效率，一般加熱至70～80 ℃，加熱熱源可采用電廠余熱。風機抽取自然空氣通入蒸發塔內，空氣與噴淋的高鹽廢水逆向流動并充分混合，使通入的空氣達到特定溫度下(60～70 ℃)的飽和狀態，從而使高鹽廢水蒸發并被空氣攜帶，蒸發段上部設有高效除霧裝置，以去除飽和濕空氣中的大粒徑液滴，潔凈的高溫飽和濕空氣最終進入脫硫塔前煙道與煙氣混合。

圖1 廢水濃縮減量工藝原理圖

1.2 廢水預處理

脫硫廢水處理零排放處理系統處理過程一般包括預處理、濃縮減量、末端固化三個部分。預處理通過沉降、軟化等過程去除廢水中的固體懸浮物、Ca2+、Mg2+、重金屬離子、硫化物和氟化物等，達到避免對后續設備造成的結垢和污堵的目的。而以空氣為載體利用余熱蒸發濃縮技術路線以晶種法防止系統結垢，即脫硫廢水原水中含有大量的石膏晶體，結垢物質與晶種本身結構相同，晶種表面對結垢物質的親和力大于管道和設備內壁對結垢物質的親和力，廢水中析出的硫酸鈣分子優先附著在懸浮的硫酸鈣晶體上，同時廢水中硫酸鈣晶體的表面積遠大于管道和設備內壁面積，濃縮過程中，析出的硫酸鈣絕大部分以晶種為核心而長大，管道和設備內壁不易結垢，因此脫硫廢水無需進行軟化去硬預處理。

2 機組運行情況

華電湖北發電有限公司黃石熱電分公司300 MW熱電聯產機組采用石灰石-石膏法濕法脫硫技術，經全廠深度優化用水改造后，其廢水處理設計量為8.5 t/h。廢水設計水質見表1。

表1 脫硫廢水設計水質

根據改造技術協議及相關要求，其性能保證值如下所示：

(1)蒸發塔實現廢水濃縮倍率至少5 倍以上；

(2)整套廢水處理系統設計處理量不低于8.5 m3/h。

3 工藝設計及蒸發水量平衡設計

廢水濃縮減量共分為高鹽廢水蒸發濃縮系統、余熱利用系統、高鹽廢水輸送系統、沖洗水系統及自動控制系統5個子系統。

3.1 高鹽廢水蒸發濃縮系統

高鹽廢水蒸發濃縮系統布置在原增壓風機位置，主要設備包括蒸發塔，4臺高鹽廢水循環泵(2用2備)，2臺高鹽廢水換熱器，2臺風機。

蒸發塔為高鹽廢水蒸發濃縮場所，尺寸為φ3000-φ2500×15000，蒸發塔整體采用鈦合金復合板材質。塔內設置噴淋層及除霧器，底部設置擾動裝置防止結垢及內壁粘連。

換熱器提供蒸發熱量，每個噴淋層設置一臺，熱源為80～90 ℃閉式循環熱媒水，脫硫廢水循環量30 0 t/h，脫硫廢水加熱后升溫至70 ℃，換熱器為直通單管程管殼結構，豎直布置，材質為TA2。

噴淋層采用單元制，一層噴淋對應2臺高鹽廢水循環泵(一用一備)，共設置4臺高鹽廢水循環泵，葉輪、泵體、泵蓋均采用陶瓷材料。

送風機主要作用為提供蒸發塔使用所需要的空氣，變頻調節，一用一備，風量42 000 m3/h，揚程6 000 Pa。

3.2 余熱利用系統

為節約能源，充分利用電廠低品位熱量，對連排熱量進行回收利用。從鍋爐來的連續排污進入新增的連排擴容器，蒸汽通過安全閥排到大氣，剩下的飽和水(約0.8 MPa)通過管道進入熱媒水循環泵前，與高鹽廢水加熱器出口涼的熱媒水混合，多余水通過出口閥門排放，排放水溫大概為70 ℃。

本項目直接換熱介質為80～90 ℃熱媒水，熱媒水循環量為450～500 t/h，最優熱源為110～150 ℃低溫煙氣余熱，可通過煙氣換熱器(低溫省煤器)將煙氣余熱轉換為80～90 ℃熱媒水。

3.3 高鹽廢水輸送系統

廢水旋流器出口脫硫廢水進入200 m3緩沖箱，給料泵將高鹽廢水從緩沖箱輸送至蒸發濃縮系統，返料泵將濃縮液輸送至三階段處理。

3.4 沖洗水系統

高鹽廢水容易沉積、結垢，在各關鍵設備及管道均設置自動沖洗系統，所有沖洗水進入地坑收集后泵入廢水緩沖箱，重新進入廢水濃縮系統，保證廢水不外排。

3.5 自動控制系統

系統控制采用DCS，接入電廠原脫硫控制系統，實現一鍵啟停、一鍵沖洗、自動報警等功能。

廢水蒸發量為6.8 t/h，環境溫度按照30 ℃，相對濕度為80%設計。通過前期實驗，蒸發塔出口飽和濕空氣溫度確定為68 ℃。蒸發塔入口空氣含濕量為21.57 g/kg(d)，蒸發塔出口空氣含濕量為244.89 g/kg(d)，需要空氣量為23 550 Nmm3/h(d)。蒸發塔入口空氣焓值為85.42 kJ/kg(d)，出口空氣焓值為711.54 kJ/kg(d)，計算得出蒸發塔換熱量為5.3 MW。

4 運行情況分析

黃石電廠脫硫廢水零排放項目采用以空氣為載體利用余熱蒸發濃縮的技術路線，已于2021年6月投運，現場照片如圖2所示，DCS運行畫面如圖3所示，運行效果理想。滿負荷狀態下，廢水處理量為9 m3/h。

圖2 黃石項目現場照片

圖3 黃石電廠脫硫廢水零排放系統運行畫面

4.1 蒸發塔傳質傳熱模型分析

蒸發塔內脫硫廢水與空氣為直接接觸式逆流換熱，建立蒸發塔傳質傳熱模型，利用正交實驗法，以進入噴淋塔的實際空氣量、廢水循環量、廢水出口溫度、用于加熱的熱媒水循環量為實驗變量，研究影響脫硫廢水和空氣之間換熱的主要因素，廢水蒸發量、噴淋層壓力、耗熱量等參數的變化關系，在機組不同負荷條件下，控制實驗變量，記錄DCS運行畫面上的相關數值，并對實驗數據進行處理及相關計算，現以其中兩組實驗數據數據為例進行分析說明。

表2 系統實驗數據表

由上表可以看出，在相同的空氣量的工況下，噴淋層壓力與廢水量成正相關，廢水循環量越大，噴淋層壓力越大，因此，噴嘴的霧化效果好，噴出的廢水液滴粒徑小，液氣比大即能保證噴淋廢水與空氣充分接觸，增大換熱面積，最終強化了液滴與空氣之間的換熱，增強了換熱效果，使得廢水蒸發量變大。實驗結果表明，蒸發量和廢水循環量成正相關關系，液滴粒徑、液氣比均是影響換熱的主要因素。

4.2 濃縮倍率

脫硫廢水零排放技術最重要的技術指標是濃縮倍率，運行過程中，在蒸發塔進口廢水管路和出口廢水管路處分別取樣，利用電位滴定儀、液相色譜化驗分析蒸發前和蒸發后的氯離子、含鹽量及硫酸根成分，計算廢水濃縮倍率，廢水水質分析結果見表3。

表3 廢水水質分析結果數據匯總表

n=c2/c1

(1)

式中，n為濃縮倍率；c1為原水的濃度，mg/L；c2為濃縮液的濃度，mg/L。

按式(1)的氯離子濃度計算，濃縮倍率分別為9.02、8.90，濃縮倍率約為9倍，滿足技術協議中廢水濃縮倍率控制不低于5倍的性能保證要求。

4.3 對脫硫塔水平衡的影響

蒸發塔出口飽和濕空氣匯入脫硫塔前煙道，增大了煙氣含濕量，降低了脫硫塔入口煙氣溫度。

額定工況下，脫硫塔前原煙氣量為1 311 455 Nm3/h，溫度為145 ℃，脫硫出口原煙氣溫度為55 ℃。增加高鹽廢水濃縮減量系統后需要在脫硫塔前煙道匯入32 820 Nm3/h的68 ℃飽和濕空氣。建立脫硫塔熱平衡計算模型，脫硫入口空氣焓值+脫硫塔入口煙氣焓值+脫硫入口水焓值+氧化風機空氣焓值+脫硫塔入口固體焓值+反應熱-脫硫塔散熱=脫硫塔出口煙氣焓值+脫硫塔排出液體焓值+脫硫排出固體焓值，經理論計算改造后脫硫塔耗水量增加0.21 t/h。此種情況對緩解目前電廠除霧器沖洗頻率比較低的情況是稍有改善的。

通過實際運行情況來看，蒸發塔出口飽和濕空氣直接匯入脫硫塔前煙道對脫硫塔水平衡無影響。

4.4 對排放指標的影響

脫硫塔脫硫的影響因素主要有煙氣溫度、煙氣流速、吸收塔內SO2濃度、煙氣中氧氣濃度、煙氣含塵濃度。

脫硫效率按如下公式計算：

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

式中,CSO2-rawgas為折算到標態、干基、6%O2下的原煙氣SO2濃度，mg/m3；CSO2-cleangas為折算到標態、干基、6%O2下的凈煙氣SO2濃度，mg/m3。

本項目設計高鹽廢水處理量為8.5 t/h，濃縮倍率為5，設計廢水蒸發量為6.8 t/h。設計空氣量為23 550 Nm3/h，經過蒸發塔加熱后成為68 ℃飽和濕空氣，空氣量為32 820 Nm3/h(標態、濕基、實際O2)，THA工況下，脫硫塔前原煙氣量為1 311 455 Nm3/h(標態、濕基、實際O2)。

4.4.1 煙氣溫度的影響

吸收塔內的脫硫反應屬于放熱反應，溫度過高不利于脫除SO2化學反應的運行，脫硫塔入口煙氣溫度對脫硫效率的影響如圖4所示。

圖4 脫硫塔入口煙氣溫度對脫硫效率的影響

改造前脫硫塔入口煙氣溫度為145 ℃，改造后煙氣溫度降低1.85 ℃，脫硫效率提高。

4.4.2 煙氣流速的影響

在其他參數不變的工況下，煙氣流速變大，可以增強石灰石漿液與煙氣之間的流動，減弱進塔煙氣與塔內石灰石漿液之間膜的厚度，加強氣液傳質。另一方面，進入塔內的煙氣流速變大，但是液滴的降落速度減慢，因此煙氣流速和液滴的降落速度之間存在一定的速度差，在體積一定的情況下，持液量增大，消耗了更多SO2，相對提高了脫硫效率。但隨著時間的延長，塔內石灰石粉的溶解度有限，并逐漸消耗完。此時塔內的SO2含量較多，pH值的降低又會減弱石灰石的溶解度，較多的反應劑顆粒析出，從而進一步阻礙脫硫反應的進行。其它條件不變情況下，提高煙氣流速，使煙氣在脫硫塔內的停留時間變短，脫硫效率降低。因此可以得出以下結論：提高煙氣的流速，可以在一定程度上增加SO2的反應速率，但會降低脫硫效率。

改造前脫硫塔入口煙氣量為1 311 455 Nm3/h，改造后新增空氣量為23 550 Nm3/h，煙氣體積流量增加2.0%，煙氣流速提高2.0%，煙氣脫硫效率降低。

4.4.3 吸收塔內SO2濃度的影響

假定在pH值恒定、含硫燃料品質穩定的工況下，當吸收塔內入口SO2濃度上升，在漿液密度值及質量不變的情況下，更有利于脫硫反應的發生。

改造后煙氣SO2濃度降低2.1%，脫硫效率降低。

4.4.4 煙氣中氧氣濃度的影響

圖5 煙氣含氧量對脫硫效率的影響

假定在其他參數恒定的情況下，隨著煙氣中O2的增加，脫硫效率有增大的趨勢；當煙氣中的O2增加到一定程度后(6%～6.5%)，脫硫效率的增加呈現放緩趨勢。

改造后煙氣氧氣濃度增加2.8%，脫硫效率增加。

4.4.5 煙氣含塵濃度

高溫飽和濕空氣經過除霧器除去液滴后，進入脫硫塔前煙道，對脫硫塔前煙氣中含塵總量沒有影響。

綜上所述，飽和濕空氣的匯入使脫硫塔煙氣溫度降低、煙氣流速升高、入口SO2濃度降低、煙氣含氧量增加、煙氣含塵濃度不變，其中煙氣流速升高使脫硫塔出口SO2濃度升高，煙氣含氧量增加、煙氣溫度降低、入口SO2濃度降低使脫硫塔出口SO2濃度降低，綜合以上結果可判定脫硫塔出口SO2濃度(標態、干基、基準氧)基本不變。

4.4.6 對其它污染物的影響

蒸發塔出口飽和濕空氣匯入脫硫前煙道，在脫硝及除塵器以后，對SCR及除塵器工作無影響。排入的尾部煙道中的飽和濕空氣對污染物有稀釋作用，污染物實測排放濃度有相應降低。依據《火電廠大氣污染物排放標準》，需要對污染物排放值按照下式進行折算。

折算后的大氣污染物基準氧含量排放濃度與改造前沒有變化。

綜合以上理論分析，以空氣為載體基于余熱的脫硫廢水濃縮系統對電廠原來的排放指標沒有影響，通過實際運行狀況來看亦如此。

4.5 結垢情況

該項目連續穩定運行4個月后，對系統中各設備進行檢查，圖6-圖8分別為換熱器、襯氟閥門、管道照片，從照片可以看出，設備及管道均無結垢現象。

圖6 換熱器照片

圖7 襯氟閥門照片

圖8 管道照片

經分析，系統中設備沒有產生結垢的現象，除本文1.2廢水預處理中提到的以晶種法防止系統結垢外，還歸結于以下原因：

① 廢水的加熱和濃縮是分離的，廢水的加熱是在廢水加熱器內完成，廢水的蒸發濃縮過程則在蒸發塔內進行，蒸發塔內廢水在氣水界面上蒸發，較傳統蒸發器中水在熱交換器金屬表面蒸發的方式，結垢傾向降低。

② 廢水擾流管來的脫硫廢水使持液段中的廢水圓周運動，大量鹽沙對設備表面進行沖刷摩擦，避免脫硫廢水在持液段內壁的沉積結垢；持液段下端為錐狀，既能夠及時排出濃度高的廢水，又減輕結晶鹽對內壁的附著。

③ 脫硫廢水在廢水加熱器的溫度較低，低溫下廢水的結垢傾向較小。

④ 蒸發塔內脫硫廢水與空氣充分接觸，空氣中氧氣含量高，可氧化廢水中的亞硫酸鈣形成硫酸鈣；傳統低溫煙氣濃縮蒸發工藝，煙氣中氧氣含量低，不能夠充分氧化亞硫酸鈣，會在設備內生成亞硫酸鈣與硫酸鈣的混合晶體，造成結垢現象。

⑤ 脫硫廢水濃縮液pH值稍微下降，大致保持不變；傳統低溫煙氣濃縮蒸發工藝，煙氣中的SO2與脫硫廢水反應，廢水濃縮液pH可低至0～1，需加藥處理。

4.6 運行成本分析

系統運行時(此時廢水處理量為6 t/h)，記錄各設備運行時的實際功率數據，見表4。

表14 項目運行電耗表

由表4計算得出，采用以空氣為載體利用余熱蒸發濃縮的技術路線對廢水進行蒸發濃縮，濃縮階段噸水運行電耗約為22 kW·h，電耗成本按0.414元/kW·h計算，則處理一噸水運行費用為9.108元，相對于傳統的蒸發結晶工藝，運行成本大幅度降低[7-8]。

5 結束語

(1)以空氣為載體利用余熱蒸發濃縮利用空氣溫度升高，攜水能力增強的原理對脫硫廢水進行蒸發濃縮，廢水無需預處理，運行過程中設備及管道無結垢現象。設備投資小、噸水運行電耗較低、運行成本低。

(2)通過建立蒸發塔傳熱傳質模型，分析表明，蒸發量和廢水循環量成正相關關系，液滴粒徑、液氣比均是影響換熱的主要因素。

(3)滿負荷狀態下，廢水處理量為9 m3/h，濃縮倍率為9倍。

(4)采用以空氣為載體利用余熱蒸發濃縮的技術路線，蒸發塔出口飽和濕空氣直接匯入脫硫塔前煙道對脫硫塔水平衡無影響；脫硫塔出口SO2濃度(標態、干基、基準氧)基本不變。