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, 168 h 试验运行期间 A/B 两侧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 蒸发器的喷水量均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 1.6 m3 /h, 最大喷雾水量 2.3 m3 /h;B 侧蒸发器试验运行期间 平均喷雾水量约为2.4 m3 /h,最大喷雾水量3.4 m3 /h, 2 台蒸发器合计平均喷水量约为 4.0 m3 /h。旋转和双 相流 2 种雾化蒸发器在各种机组负荷条件下均可稳 定运行,均未发现明显结垢现象或被堵塞,且蒸发 器内壁没有腐蚀现象产生。
3.3.4 2 种蒸发器对比 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 蒸发器相关灰分布 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%,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 经济分析 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。168 h 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:168 h 试验期间,该 系统 1 t 水的药剂费约为 30.80 元;预处理及膜浓 缩子系统电耗(1 t 水,下同)约为 7.4 (kW·h)/m³, 合计电费约 3.00 元/m³;喷雾蒸发装置电耗为 10.3 (kW·h)/m³,合计电费约 4.18 元,整个系统总耗 电量约为 17.7 (kW·h)/m³,电费约为 7.18 元/m³。 利用空预器前烟气热量蒸发脱硫废水会增加 机组的煤耗(1 t 水,下同),对比电厂原运行数据, 168 h 试验期间煤耗增加约 0.031 g/(kW·h)。按目前 电厂常用标准煤价格 750 元/t 计算,处理 1 t 水增 加煤耗费用约为 9.27 元。综上,该系统处理 1 t 脱 硫废水实现零排放的运行费用约为 47.25 元。
5 结 论 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 350 MW 机组脱硫废水零排放, 脱硫废水全部得到处理回用。 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 ρ(Ca2+)<50 mg/L, ρ(Mg2+)<100 mg/L,过滤器产水浊度在 0.2~0.4 NTU 之间,超滤产水浊度平均为 0.05 NTU。 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 0.40~0.55 mS/cm, 系统运行基本平稳。 4)采用旁路烟气蒸发工艺对脱硫废水进行蒸 发干燥处置。旋转和两相流雾化蒸发器在各种机组 负荷条件下均可稳定运行,内部温度分布满足蒸发 要求,雾滴完全干燥,未发现明显结垢和腐蚀现象。 5)该系统总运行费用约为 47.25 元/t,相比传 统蒸发结晶工艺运行费用显著降低,且无需单独处 置结晶盐,可满足我国大部分燃煤电厂高含盐量末 端废水零排放改造需求,具有很好的应用前景和推 广价值。
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