根据排污许可证相关要求，火电厂各类工业生产废水均应实现回用、不外排。其中，脱硫废水水量及水质受燃煤煤质影响较大，呈现较大的波动性，具有含盐量高、COD高、硬度高以及悬浮物高等特点。当前，火电厂已实现废水零排放的工程案例不在少数，采用的工艺路线也多种多样。根据研究资料，脱硫废水零排放的主要工程模式为浓缩阶段采用预处理软化+膜浓缩工艺，或者低温烟气蒸发浓缩工艺，末端固化阶段以旁路烟道蒸发工艺为主。预处理软化+膜浓缩工艺系统冗长，需经过多次浓缩、软化，投资成本高、占地面积大、运行成本高，软化产生的污泥量大，处置费用高。低温烟气蒸发浓缩工艺受机组排烟温度、烟气流场、烟道布置等因素影响较大，限制了浓缩效率及末端固化水量，运行效果欠佳。旁路烟道蒸发工艺具有较好的独立性，运行故障可隔离检修，缺点是受布置空间限制，若无法在锅炉区域就近布置，则造成热源外引烟道过长。有工程案例表明，旁路烟道蒸发系统进口烟道因外引风量小、吸力大，造成烟道漏风高，设计烟气温度偏离严重。

为探索更为高效、经济、稳定的脱硫废水处理工艺方案，华东地区某热电厂采用强制循环浓缩高温雾化的工艺路线，脱硫废水不需进行软化处理，通过与热源间接接触换热，加热后的脱硫废水在浓缩塔内喷淋，底部强制通入空气，利用干燥空气与加热的废水直接接触，带走热量及水分，实现废水浓缩。浓缩液直接输送至空预器前烟道直喷雾化，最终实现脱硫废水零排放。

1、项目概况

该热电厂为实现高效稳定的脱硫废水零排放，以一台330MW燃煤机组为研究对象，设计脱硫废水量为8.5m3/h。为提升浓缩阶段效果，采用低品质蒸汽作为热源，设计浓缩倍率不低于5倍，将脱硫废水从8.5m3/h浓缩至1.7m3/h。为突破主烟道蒸发雾化工艺消纳水量不高的局限，末端废水直接输送至空预器前烟道雾化蒸发，设计将末端废水2m3/h完全消纳。工艺流程如图1所示。设计水质如表1所示。

2、强制循环浓缩系统

脱硫废水不进行预处理软化，由废水泵输送至蒸发塔。由废水循环泵抽取塔底部高盐废水，输送至顶部喷淋蒸发段。通过喷淋雾化喷嘴进行雾化喷淋，雾化后的高盐废水落入浓缩塔底部，循环进行。强制循环过程中不断通过换热器对废水进行间接加热，为满足废水蒸发效率，控制蒸汽量，将废水加热至70~80℃。离心风机抽取环境中空气通入蒸发塔，与加热后的废水逆向直接接触，干燥的空气加热后转变为饱和湿空气，经过除雾器去除气体中的大颗粒雾滴后，携带湿度及热量进入脱硫系统，实现对废水的浓缩减量，浓缩液进入下一阶段。废水的浓缩倍率可通过控制离心风机进风量、循环泵循环流量及蒸汽量等实现。设计参数见表2。

强制循环浓缩系统主要设备清单如下。

①高盐废水输送系统：高盐废水给料泵2台，Q=60m3/h，H=200kPa，过流材质为碳化硅陶瓷。

②蒸发塔系统：蒸发塔1套，处理量不小于8.5m3/h，整体预制，钛合金复合板（C276）材质（厚度不低于2mm）；溶液区C276厚度3mm；送风机2台，Q=33250m3/h，P=6kPa；高盐废水循环泵4台，2用2备，Q=320m3/h，H=300kPa，过流材质为碳化硅陶瓷；高盐废水加热器2台，2507或钛合金材质，防腐蚀、防结垢；雾化喷淋系统1套，C276不锈钢或碳化硅材质；高效除雾器1套，屋脊式。

③热媒水加热系统：热媒水加热器1台，管壳式换热器，换热管材质316L，壁厚根据压力设计，外壳材质20R；热媒水循环泵2台，Q=450m³/h，H=250kPa，变频。

2.1 换热系统

为保证废水换热效果，避免辅助蒸汽将废水过度加热产生结垢，换热流程为辅助蒸汽-热媒水-废水，均为间接换热。设热媒水加热器1台，蒸汽侧温度为280~320℃，压力为0.5~1.0MPa，热媒水侧为除盐水，进水温度为96.7℃，出水温度为108℃，流量为590m3/h。设废水加热换热器2台，废水侧进水温度为68℃，出水温度为80℃，流量为300m3/h，采用管壳式换热器，直通单管程形式，材质为TA2，热媒水侧为除盐水，进水温度为108℃，出水温度为96.7℃，流量为295m3/h。

2.2 蒸发塔系统

设置废水浓缩蒸发塔1座，整体采用C276材质，尺寸为3.0m×2.5m×15.0m，塔内设置2个喷淋层，喷嘴采用碳化硅螺旋型，设置1层屋脊式除雾器。设离心风机2台，1用1备，设计风量为42000m3/h（20℃），扬程6kPa，变频控制。设废水循环泵4台，2用2备，设计流量为320m3/h，扬程300kPa，变频控制，叶轮、泵体、泵盖均为陶瓷材质。

2.3 输送及冲洗系统

设废水给料泵2台，1用1备，设计流量为60m3/h，扬程为300kPa，工频控制，流通介质为常温脱硫废水。设返料泵2台，1用1备，设计流量为20m3/h，扬程为300kPa，工频控制，流通介质为脱硫废水浓缩液。设冲洗水泵1台，设计流量为15m3/h，扬程为300kPa，工频控制。

3、高温雾化系统

高温雾化系统处理能力不低于2m3/h，空预器前端烟气温度为330~370℃，具有较高的烟气热量，能够将废水瞬间雾化蒸发。浓缩液悬浮物较高，需进行除浊处理，利用原脱硫废水三联箱系统进行除浊、澄清，控制悬浮物低于150mg/L，输送至空预器前烟道雾化直喷，喷枪采用双流体雾化工艺。高温雾化系统主要设备清单见表3。

4、运行效果及影响

4.1 强制循环浓缩系统

4.1.1 浓缩效果

废水浓缩塔通过压力控制浆液密度进样、排样。不同浆液密度的脱硫废水浓缩液取样化验结果见图2。

浓缩倍率是浓缩液中氯离子浓缩与原液中氯离子浓缩的比值。根据分析结果，浓缩倍率可控且上限较高，可达到7.72倍。为保证经济的运行状态，通常控制浓缩倍率为5倍。强制循环浓缩系统运行参数，制循环浓缩系统运行参数：大气压101.35kPa，环境空气温度30℃，空气相对湿度80%，脱硫废水进水量8.5m3/h，蒸发水量6.8m3/h，浓缩倍率为5倍，干空气量23549m3/h，消耗蒸汽6.9m3/h，液气比15.36L/m3，总换热功率5.39MW。吨废水消耗蒸汽量为1.0~1.1m3（200~260℃、0.45~0.65MPa）。

4.1.2 对脱硫系统水平衡的影响

与原系统相比，增加了32820m3/h（设计值）的68℃饱和湿空气，经吸收塔内浆液洗涤，出口烟气为50℃，仍为饱和湿空气。查询相关标态下饱和湿空气含水量资料可知，空气为65℃时，含水量为207.56g/kg干空气，空气为50℃时，含水量为87.56g/kg干空气。通过计算可知，约4m3/h水量在吸收塔喷淋降温中析出，造成脱硫系统进口水量增加。

4.1.3 对脱硫系统氯离子平衡的影响

脱硫废水经浓缩后，浓缩液中氯离子浓度高达40g/L，空气强制冷却后将热量及水分携带进入脱硫系统，其中不可避免地携带部分浆液雾滴。根据相关研究，低于10μm的雾滴容易逃避除雾器的拦截，雾滴进入吸收塔后将造成脱硫系统氯离子含量升高。浓缩前后脱硫系统氯平衡计算如表4所示。浓缩塔出口湿空气冷凝液中氯离子检测值为800mg/L，通过脱硫系统氯离子平衡计算，浓缩后湿空气携带进入的氯离子造成脱硫废水由8.64m3/h变至8.73m3/h，增加0.09m3/h。

4.2 高温雾化系统

4.2.1 烟气中的SO3

为考察浓缩液在空预器前端雾化对烟气中SO3浓度的影响，调整三联箱出口pH至8.5~9.0。通过控制冷凝（CCS）技术对烟气中的SO3进行采集，对比浓缩液在空预器前端雾化前后对烟气中SO3浓度的影响。同时，分别对浓缩液中的硫酸根、飞灰中的全硫含量进行分析，结果见表5。雾化前后硫元素总量分别为21.75、22.67kg/h，总量基本持平。雾化蒸发后浓缩液中的硫元素全部进入飞灰，再由电除尘去除，对烟气中的SO3浓度基本无影响。

4.2.2 空预器进出烟气温度

不同雾化水量对空预器前后烟气温度的影响见图3。空预器前端消纳2m3/h废水，引起空预器进口烟气温度降低6.9℃，空预器出口烟气温度降低2.3℃；空预器前端消纳1m3/h废水，引起空预器进口烟气温度降低3.28℃，空预器出口烟气温度降低1.2℃。

4.2.3 锅炉炉效

空预器进出口温度变化，势必引起空预器换热效率的变化，导致锅炉炉效的变化。在废水雾化的同时，记录机组燃煤量等相关DCS数据，测试深度处理装置进口烟气量及烟温、烟气成分等相关参数，取样化验入炉煤煤质以及飞灰大渣含碳量，计算不同工况下锅炉炉效，结果如表6所示。根据计算结果，在空预器前消纳2m3/h废水，锅炉炉效降低0.11%；消纳1m3/h废水，锅炉炉效降低0.05%。

5、运行成本

该工程直接运行费用主要为系统电耗，间接费用为高温雾化蒸发后降低空预器入口烟气温度影响锅炉炉效，从而增加发电煤耗。整体系统功率为231kW，按上网电价0.42元（/kW·h）计算，利用小时按4800h计，则运行电耗费用为46.6万元。高温雾化系统增加煤耗0.38g/（kW·h），标煤价格按1100元/t计算，则增加间接运行费用66.2万元。浓缩脱硫废水8.5m3/h，消耗蒸汽6.9t/h，压力为0.45~0.65MPa，此为低品质热源，故不计入运行费用。合计运行费用为112.8万元/a，折合吨水运行费用为27.65元/m3。该工程与旁路烟气干燥蒸发系统（66.68~70.48元/m3）、蒸发结晶系统（150~180元/m3）相比，具有明显的运行成本优势。

6、结论

①脱硫废水零排放工程采用强制循环浓缩高温雾化蒸发的工艺组合路线，浓缩段无需软化预处理系统，以低品质蒸汽为热源，采用间接换热的形式，能够实现高倍率浓缩，浓缩液直接输送至空预器前端雾化消纳，系统简单、稳定，处理量满足设计要求。

②强制循环浓缩阶段具有较好的浓缩效果，浓缩倍率最高达7.72倍，采用空气为载体交换热量，湿空气携带部分盐分进入脱硫系统，增加了系统水平衡进水量，造成脱硫废水量增加，对脱硫系统产生一定影响。

③高温雾化蒸发单元系统操作简单，雾化效果好，对烟气系统的影响小，能够有效解决主烟道雾化技术因机组负荷、烟道条件、雾化水量等造成的应用受限问题。高温雾化后降低空预器进口烟气温度，对锅炉效率产生一定影响，蒸发后的盐类进入飞灰，不会对烟气成分产生影响。

④该工程吨水运行费用为27.65元/m3，相比于旁路烟道蒸发系统、蒸发结晶系统，运行成本具有较大优势。