火電廠脫硫廢水低溫煙氣蒸發濃縮-主煙道蒸發干燥系統設計及運行

　　摘 要：利用低溫煙氣熱量對脫硫廢水進行蒸發濃縮和蒸發干燥，從而實現脫硫廢水的零排放處理，具有系統簡單、投資運行成本低、維護工作量小等優點。脫硫廢水低溫煙氣蒸發濃縮系統和主煙道蒸發干燥系統的運行效果和運行穩定性受廢水水質、機組負荷、煙氣溫度、煙氣流場等因素的影響，需要根據項目的實際情況進行優化。根據某300 MW燃煤機組的煙氣參數和脫硫廢水水質水量情況，對脫硫廢水煙氣蒸發濃縮系統和主煙道蒸發干燥系統進行了優化設計。系統性能測試結果表明，低溫煙氣蒸發濃縮處理裝置平均處理廢水量為10.44 m³/h，濃縮減量后的濃水水量平均為0.96 m³/h，主煙道蒸發干燥裝置平均處理廢水量為1.5 m³/h，相關指標滿足系統設計要求。

　　關鍵詞：火電廠;零排放;脫硫廢水;低溫煙氣;主煙道;蒸發濃縮;蒸發干燥

　　晉銀佳; 鄭長樂; 王群奎; 宋達華電技術2021-12-10

　　0 引言

　　近年來，國家和地方環境保護政策要求日益嚴格，相繼出臺了一系列文件，對廢水的處理回用和排放提出了更為嚴格的要求[1]，火電廠廢水處理回用乃至零排放處理面臨著巨大的環保壓力。火電廠廢水種類繁多，其中燃煤電廠石灰石-石膏濕法脫硫工藝產生的脫硫廢水由于水質復雜且含有重金屬離子，通常要求全部處理回用，不能外排，即需要實現零排放處理[2-4]。隨著脫硫廢水零排放處理技術的發展，高壓反滲透濃縮技術、電滲析濃縮技術、低溫多效閃蒸濃縮技術、低溫煙氣蒸發濃縮技術等均實現了工程應用，取得了較好的濃縮減量效果;多效蒸發結晶工藝、機械蒸汽再壓縮蒸發結晶工藝、主煙道霧化蒸發工藝以及旁路煙道蒸發工藝等多種脫硫廢水零排放處理工藝相繼出現并實現了工程應用，極大地促進了脫硫廢水零排放處理技術的發展[5-13]。其中，低溫煙氣蒸發濃縮處理技術[11-13]和主煙道蒸發干燥處理工藝[14-19]由于系統簡單、投資運行成本低、運行維護工作量小等優點而受到了廣泛關注，并在多家燃煤電廠獲得了工程應用，收到了較好的效果[11-19]。利用煙氣熱量進行廢水的濃縮及蒸發干燥處理時，系統運行穩定性受煙氣參數、水質水量及煙道條件等多個因素的影響，因此，系統設計需要結合項目的具體情況進行優化。

　　對于脫硫廢水低溫煙氣蒸發濃縮系統和主煙道蒸發干燥系統的設計，可以通過數學建模計算、流場模擬計算等進行優化，在此基礎上通過實驗室的小試及中試試驗進行校驗，進一步優化煙氣蒸發濃縮系統和主煙道蒸發干燥系統的設計參數，如濃縮塔尺寸、霧化裝置布置和選型、風機布置及選型等[16-21]。此外，由于煙氣溫度越高，廢水蒸發速度越快，因此，可以根據水量和煙氣溫度等參數，優化確定煙氣量和廢水霧化粒徑，在確保廢水蒸發濃縮和干燥效果的前提下，減少煙氣的使用量[22-25]。另外，脫硫廢水主煙道蒸發系統的設計還需要考慮系統運行對除塵系統的影響，并測算評估系統運行對粉煤灰品質的影響，確保廢水蒸發處理系統運行不影響除塵系統穩定運行及粉煤灰的綜合利用[26-27]。本文以某300 MW機組脫硫廢水低溫煙氣蒸發濃縮-主煙道蒸發干燥零排放處理系統為例，根據機組運行的煙氣參數和脫硫廢水水質水量參數，對系統進行設計和優化并對系統運行數據進行分析，為脫硫廢水低溫煙氣蒸發濃縮-主煙道蒸發干燥零排放處理工藝的研究和應用提供參考。

　　1 脫硫廢水水質水量情況

　　根據現場脫硫廢水水量測試及統計分析，該 300 MW 燃煤機組滿負荷工況下脫硫廢水的水量約為 6. 5 m3 /h。此外，考慮到低溫煙氣蒸發濃縮系統及主煙道蒸發干燥系統建成后，約 2. 0 m3 /h 的酸堿再生廢水也將和三聯箱處理后的脫硫廢水一起進入系統處理，因此系統設計按照不低于10. 0 m3 /h的處理能力進行設計。酸堿再生廢水中和處理后與三聯箱處理后的脫硫廢水混合，混合后的高鹽廢水水質情況見表1。水質分析結果顯示，脫硫廢水經過三聯箱處理后重金屬離子基本被去除，固體懸浮物質量濃度顯著降低，但依然含有高質量濃度的溶解性鹽和鈣鎂離子，水質較為復雜。脫硫廢水中鹽的質量濃度約為31 500 mg/L，氯離子質量濃度約為9 180 mg/L。

　　2 機組及煙氣情況

　　該機組配套選擇性催化還原(SCR)脫硝設施及電除塵設施，可實現煙氣超低排放。低溫煙氣蒸發濃縮系統運行所用煙氣取自引風機出口煙道。滿負荷工況下除塵器入口和引風機出口煙氣參數見表2。

　　3 工藝系統設計及設備選型 3. 1 工藝系統流程及設計說明

　　低溫煙氣蒸發濃縮處理流程為：引出部分引風機后的低溫煙氣作為熱源進入蒸發濃縮器，脫硫廢水經過三聯箱處理后的上清液和酸堿再生廢水引至高鹽廢水濃縮器霧化后與煙氣直接接觸換熱而被蒸發、濃縮，飽和濕煙氣經過蒸發濃縮器內的除霧器處理后進入主煙道。廢水經過低溫煙氣蒸發處理后形成冷凝水和濃縮液 2 部分，冷凝水可以回用作脫硫工藝水，濃縮液進入主煙道蒸發處理實現廢水的零排放。在低溫煙氣蒸發濃縮單元，脫硫廢水和酸堿再生廢水采用大流量循環蒸發方式，使廢水濃縮 8 倍左右，高鹽廢水濃縮倍數可以通過調整引接的低溫煙氣量進行調節控制。需要說明的是，由于高鹽廢水蒸發濃縮采用的低溫煙氣為脫硫處理前的原煙氣，煙氣中的 SO2在廢水蒸發濃縮過程中溶解進入廢水，從而使廢水濃縮液呈酸性(pH 值為 1~3)，在低 pH值條件下，廢水濃縮液具有更強的腐蝕性;同時，濃縮液在主煙道內蒸發干燥的過程中，HCl的揮發量會顯著升高，使得廢水中的氯元素以 HCl的形式進入煙氣中，最終進入脫硫系統，影響脫硫漿液品質。因此，系統設置廢水濃縮液加堿中和處理裝置，在廢水濃縮液中加入NaOH溶液，將廢水濃縮液 pH值調整至7左右。

　　廢水濃縮液經過 pH 值調整后，通過廢水輸送泵送至除塵器入口前的主煙道內進行霧化蒸發干燥。主煙道蒸發干燥處理系統滿負荷工況下的處理能力為1. 5 m3 /h。濃縮液在壓縮空氣的作用下被霧化成平均粒徑為 60 μm 的液滴，在除塵器入口前煙氣的加熱作用下蒸發干燥，實現廢水的零排放處理。由于廢水蒸發速度與煙氣溫度和霧化粒徑有關[14，16]，因此，可以根據煙氣溫度的變化通過調整壓縮空氣的流量來控制廢水的霧化粒徑，確保廢水濃縮液的霧化液滴能被及時干燥，避免主煙道出現積灰結垢。脫硫廢水低溫煙氣蒸發-主煙道蒸發干燥處理系統如圖1所示。

　　3. 2 系統主要設備選型 3. 2. 1 低溫煙氣蒸發濃縮系統

　　低溫煙氣蒸發濃縮系統主要包括煙氣系統、廢水系統、蒸發系統、中和系統和沖洗系統。煙氣系統包含引接引風機出口的煙氣至蒸發器及蒸發器出口至脫硫塔入口前主煙道的煙道、增壓風機、密封風機及煙道擋板門等;廢水系統為蒸發濃縮系統輸送廢水，包含廢水緩沖箱、廢水泵及相應的管道閥門等;蒸發系統為該系統的核心裝置，包含蒸發濃縮器、除霧器、循環泵、濃液泵、濃水緩沖箱等;中和系統主要作用是將廢水濃縮液加堿調節其pH 值至弱堿性，包含 NaOH 加藥箱、加藥泵、計量泵及管道閥門等;沖洗系統的作用是在系統停運和啟動前對相關的輸水管路進行沖洗，避免系統停運時產生腐蝕等，主要包含沖洗水泵及管道閥門等。該項目中低溫煙氣蒸發系統的主要設備見表3。低溫煙氣蒸發濃縮系統配置 2層噴淋層，每層噴淋層設置 12 支噴嘴，噴嘴交錯均勻布置，噴淋液覆蓋率約為 180%。為了提升廢水和煙氣的換熱效果，需要盡可能減小廢水液滴的霧化粒徑，噴嘴前的運行壓力約為 0. 2 MPa，液滴霧化平均粒徑約為 1 mm。噴嘴的孔徑為 5 mm，濃縮器底部不需要配置過濾裝置，噴嘴不會出現堵塞現象，設置擾動泵避免懸浮物沉積結垢。該項目濃縮塔尺寸為6 m×6 m×18 m，塔內煙氣流速約為3. 8 m/s，濃縮塔內液面至煙氣出口高度約為13 m，煙氣停留時間約為3. 4 s。

　　3. 2. 2 主煙道蒸發干燥系統

　　主煙道蒸發干燥系統主要包括廢水輸送泵、雙流體霧化噴射裝置、空氣壓縮機、沖洗水泵、吹灰器、輸灰倉泵等。雙流體霧化噴射裝置能夠在壓縮空氣的作用下將廢水霧化成不同粒徑的液滴，便于廢水液滴的蒸發干燥;吹灰器安裝在霧化噴射裝置下游，定期開啟，避免煙道和霧化噴射裝置產生積灰和結垢;輸灰倉泵的作用是將除塵器一電場收集的灰輸送到灰庫，進行攪拌混合，避免結晶鹽過于集中，影響灰的品質和綜合利用。主煙道蒸發干燥系統主要設備見表4。

　　4 系統運行結果及分析

　　在80%和50%負荷率工況下，分別對低溫煙氣蒸發濃縮系統和主煙道蒸發系統的出入口煙氣溫度和蒸發水量等參數進行測試，測試結果見表5。在 80%負荷率工況下，對低溫煙氣蒸發濃縮系統運行中出入口煙氣中SO2質量濃度、煙氣濕度、煙氣中粉塵質量濃度等參數進行了測量，相關數據見表6(標態、干基、6%O2 )。低溫煙氣蒸發濃縮系統運行過程中，廢水和煙氣直接接觸進行換熱，煙氣中的部分粉塵和 SO2進入廢水中，因此系統出口煙氣中粉塵和 SO2的質量濃度略有下降。此外，系統運行過程中，廢水蒸發產生的水蒸氣進入煙氣中導致煙氣濕度有所增加。由于引接的煙氣量較小(約占總煙氣量的 14%)，系統出口的煙氣進入主煙道后對原煙氣的濕度影響較小，經測算，原煙氣的濕度將 由 6. 53% 增 加 到 7. 55%，不 會 影 響 原 煙 氣 的性質。

　　在 80% 負荷率工況下，對主煙道內煙氣中 HCl 的質量濃度進行了測量。在電除塵入口主煙道進行煙氣采樣，用氫氧化鈉溶液吸收煙氣中的HCl，然后用硝酸銀標準溶液進行滴定分析，具體分析方法參照HJ 548—2016《固定污染源廢氣 氯化氫的測定硝酸銀容量法》[28]。結果顯示，蒸發水量為1. 5 m3 /h (廢水 pH 值約為 7. 8)時，主煙道蒸發干燥系統上、下游主煙道內煙氣中 HCl的質量濃度略有增加，平均 值 分 別 為 58. 48，61. 26 mg/m3 (標 態 、干 基 、 6%O2 )。為了降低廢水蒸發干燥過程中 HCl 的揮發，可以提高進入蒸發干燥系統廢水的堿度，減少氯元素在后續脫硫系統的累積。主煙道廢水霧化蒸發裝置布置在空氣預熱器出口至除塵器入口前的 2 條豎直段煙道內，豎直煙道長約 9. 8 m，煙道截面尺寸為3. 5 m×3. 3 m。根據80%和50%負荷率下煙氣量參數計算水平煙道內煙氣的停留時間分別為0. 82，1. 25 s。根據相關文獻模擬計算，當廢水平均霧化粒徑為 60 μm時，在 80% 和 50% 負荷率工況下，除塵器入口煙氣溫度分別為138，119 ℃，煙氣停留時間分別為0. 82，1. 25 s，液滴可以在煙道內完全蒸發[16]。

　　在80%負荷率工況下(蒸發水量為9. 48 m3 /h)，對低溫煙氣蒸發濃縮系統運行的電耗和煙氣阻力進行統計，系統運行電負荷約為290 kW(其中：風機電負荷約為110 kW，密封風機及電加熱器電負荷約為 30 kW，廢水循環泵電負荷約為 140 kW，其他廢水泵等電負荷約為10 kW)，系統運行煙氣阻力約為 350 Pa。在 80% 負荷率工況下(蒸發水量為 1. 50 m3 /h)，對主煙道蒸發干燥系統運行的電耗和煙氣阻力情況進行了統計，系統運行電耗負荷約為 25 kW (其中：空氣壓縮機電負荷約為 20 kW，廢水泵電負荷約為5 kW，電伴熱未運行)，系統運行煙氣阻力極小，約為 60 Pa。因此，系統處理水量為 10. 98 m3 /h (低溫煙氣蒸發系統蒸發水量為 9. 48 m3 /h，主煙道蒸發系統蒸發水量為 1. 50 m3 /h)時，電負荷總計約為 315 kW，水處理電耗約為 28. 7 kW·h/t。低溫煙氣蒸發濃縮系統和主煙道蒸發干燥系統的運行成本主要為電耗成本，因此在系統運行中，需要統籌蒸發濃縮和干燥 2 個系統的運行參數，減少煙氣引接量，從而降低系統運行成本。低溫煙氣蒸發濃縮系統和主煙道蒸發干燥系統的運行阻力較小，但工程方案設計時需要進行校核，避免對引風機的運行造成影響。

　　脫硫廢水經過低溫煙氣蒸發濃縮處理后，加堿調整 pH 值并進行混凝澄清處理(固體懸浮物質量濃度通常要求降至 20 mg/L 以下)進入雙流體霧化噴嘴，可避免噴嘴的磨損。通過加大壓縮空氣量、優化霧化噴嘴設計(增大孔徑)、優化噴嘴布置方式和布置位置等措施可有效避免噴嘴堵塞。

　　5 結論

　　低溫煙氣蒸發濃縮系統和主煙道蒸發干燥系統的運行均是利用煙氣的熱量實現廢水的蒸發，從而達到濃縮減量和零排放的目的。低溫煙氣蒸發濃縮系統的蒸發水量取決于引接的煙氣量和進出口煙氣溫度，因此可以根據系統進水量和引接的煙氣溫度通過調整煙氣量來控制廢水的濃縮倍率，從而實現引接煙氣量的優化。主煙道蒸發干燥系統的消納水量取決于煙氣溫度和煙道布置條件，為了確保系統安全運行，系統蒸發水量應控制在較低水平。因此，低溫煙氣蒸發濃縮系統和主煙道蒸發干燥系統的運行控制需要統籌考慮，在確保系統安全穩定運行的前提下，減少煙氣的引接量，實現系統運行的節能降耗。