随着我国环保政策的不断完善和水资源的严重缺乏，脱硫废水的深度处理及废水中水分回收具有重要的意义。本文构建了脱硫废水热法零排放全流程系统，提出了三种热法浓缩工艺：生蒸汽驱动的多效蒸发系统（MEE-S），低温烟气驱动的多效蒸发系统（MEE-G）；单级机械蒸汽再压缩系统（MVR-S）和耦合MVR的多效蒸发系统（MEE-MVR）。以600 MW超临界机组为例，利用Aspen Plus软件进行了流程模拟和系统经济性计算。计算结果表明：相对于传统的以生蒸汽为热源的多效蒸发系统，当采用低温烟气作为蒸发系统热源，则烟气降温5.5 ℃，如果忽略低温烟气成本，则具有较低的吨废水处理成本；单级MVR系统由于利用热泵蒸发技术，能耗大幅度下降，但投资成本为传统多效蒸发系统的113%；耦合MVR的多效蒸发系统，由于在较低浓度下蒸发了部分进料，因此其压缩机功耗相对单级MVR下降了30%，其吨废水处理成本约为传统多效蒸发系统的58.2%。
0 引 言
在发电行业，燃煤发电仍占70%以上，湿法烟气脱硫技术因脱硫效率较高、反应速度快、脱硫剂利用率高等优势成为我国燃煤电厂烟气脱硫的主流工艺(90%以上)。
随着石灰石-石膏湿法脱硫技术的日臻成熟与完善，2006年，国家发改委颁布《火电厂石灰石-石膏湿法脱硫废水水质控制标准(DL/T997-2006)》，标准中要求脱硫废水必须经适当处理达标后才能外排。
但是，即使经过了传统处理，脱硫废水依然具有高含盐量、高腐蚀性等特征，无论直接排放还是并入市政污水厂都会对环境造成不利的影响。随着“十三五”以来国家环保政策的不断趋严，尤其是“水十条”的出台，使脱硫废水零排放成为必然趋势。
目前国内燃煤电厂脱硫废水零排放受到越来越多的关注，市场增量巨大，应用案例非常多，但是达到设计预期，长时间运行的零排放案例却偏少，2009年以来，真正建成脱硫废水零排放系统并投入运行的仅有广东河源电厂、三水恒益电厂、湖州长兴电厂、焦作万方电厂、国电成都金堂电厂、国电汉川电厂、国投北疆电厂等，且在实际运行中都存在着不同程度的问题。
而大多数电厂还处在观望状态，特别是老机组的改造工程。
还有部分环保公司与一些集团公司或科研单位合作，以老电厂为依托正在做各种工艺路线的中试试验。
与几年前电力行业的超低排放改造的“如火如荼”不同，脱硫废水“零排放”进程稍显缓慢。
近年来，脱硫废水的零排放技术（ZLD）成为了研究热点。ZLD是指：电厂不向地面水域排放废水，大部分水分回收利用，少量废水进入固体废物或固化在灰渣中。根据国内外已有的脱硫废水零排放工艺，可将ZLD可分解为三个关键环节：预处理，浓缩减量，转移或固化。从废水零排放系统的经济性和能耗上来看，浓缩减量环节是关键。
目前国内已投入工业化应用的浓缩减量技术主要采用热法浓缩。按照加热方式不同，可分为：多效蒸发结晶和机械蒸汽再压缩技术（MVR）等。广东河源电厂2×600MW超临界燃煤机组，脱硫废水采用2级预处理+四效蒸发结晶系统处理。蒸汽消耗0.28-0.35t/t废水，电耗30kWh/t废水。广东三水恒益电厂2×600MW超临界机组，脱硫废水处理采用两级卧式机械蒸汽压缩蒸发技术+2级卧式多效蒸发技术工艺。蒸汽消耗0.3t/t废水；电耗：30kWh/t废水。如何降低传统热法浓缩环节的能耗，是脱硫废水零排放技术发展需要解决的重要问题之一。
段威等总结了4种不同的脱硫废水零排放工路线并进行了初步的技术-经济性分析，研究结果表明热法浓缩干燥工艺吨水运营成本低，更加适用于燃煤电厂脱硫废水零排放工程。毛彦霞采用MVR对脱硫废水进行了中试实验，试验结果表明：MVR处理废水效果较好，产水能力较高，其出水水质可以达到一级除盐水的标准，脱盐率可以达到99%以上，出水率可达80%。Dahmardeh等基于Aspen Plus软件，设计并优化分析了一种基于多效蒸发-MVR耦合蒸发结晶系统，讨论了给定浓缩比下，关键参数对蒸发结晶系统性能和成本的影响。
尽管目前针对燃煤电厂脱硫废水零排放工艺路线的讨论较多，但是在同一基准上，定量对比不同脱硫废水热法零排放系统的能耗和经济性的研究，并不多见。
本文首先构建了基于热法浓缩技术的脱硫废水零排放全流程；针对浓缩减量环节，提出了三种浓缩工艺：多效蒸发（MEE）、单级MVR（MVR-S）和耦合MVR的多效蒸发（MEE-MVR），利用流程模拟软件Aspen plus建立了系统的质量和能量平衡，讨论了不同工艺的能耗；最后对三种废水零排放流程进行了经济性分析，以期为低能耗燃煤电厂废水零排放技术提供了一定的理论指导。
1 脱硫废水处理系统流程
脱硫废水零排放处理系统主要分为预处理单元、浓缩减量单元和结晶分盐单元，见图1。针对不同的浓缩减量技术，假设预处理单元和结晶分盐单元都相同。
脱硫废水软化预处理环节采用Ca(OH)2 + Na2CO3双碱法，处理后的水质指标见表1。由表1可以看出：经过软化处理后，废水中钙离子的质量分数小于0.005‰，镁离子的质量分数小于0.001‰，悬浮物的质量分数小于0.001‰，可以避免下游蒸发浓缩结晶过程中结垢。
脱硫废水经过预处理后，废水中主要的无机离子为Na+、Cl-和SO42-，占溶解性总固体的比例通常大于90%。直接经蒸发浓缩处理后得到混合杂盐。结晶杂盐遇水易溶解，且通常含有有机物甚至重金属，属于固体废弃物。因此在蒸发结晶过程中实现分盐，可以提高结晶盐的资源化效率，降低综合处理成本。分盐结晶实质是利用NaCl、Na2SO4等物质浓度及溶解度差异，在蒸发过程中控制合适的运行温度和浓缩倍数来实现盐的分离。
根据预处理后的脱硫废水三元体系相平衡图（Na+/Cl-、SO42--H2O）确定分盐结晶工艺流程，如图2所示，分为五个阶段：蒸发浓缩阶段、Na2SO4蒸发析晶阶段（343.15 K）、Na2SO4·10H2O冷却析晶阶段（273.15 K）、NaCl蒸发析晶阶段（343.15 K）、杂盐蒸发结晶（343.15 K）。
为了减少结晶器的能耗，假设浓缩减量环节出口的液体中NaCl和Na2SO4浓度为对应温度下饱和溶液的浓度。
1.1 多效蒸发系统
多效蒸发系统采用三效蒸发器对脱硫废水进行浓缩，蒸发器和物料流程采用顺流流程，根据蒸发器热源不同，设计了两种多效蒸发流程，见图3。
图3多效蒸发工艺流程
多效蒸发系统的热源可以来自电厂低压缸抽汽，也可以采用烟气驱动的低温多效蒸发系统。图3a为传统的以生蒸汽为热源的三效蒸发系统（MEE-S）流程示意图。经过预处理的脱硫废水分别经过一效至三效蒸发后逐级浓缩；生蒸汽（压强：0.5 MPa，温度：151.9 ℃）由一效加入，每效包括加热器与分离器，物料与生蒸汽或者上级过来的二次蒸汽在加热器中换热，然后进入分离器闪蒸，形成的二次蒸汽进入下一效。最后一效的二次蒸汽通过冷凝器冷凝成液态水后汇流至二次冷凝水罐。一效至三效蒸发器压力分别为54 kPa、39 kPa、29 kPa。
基于烟气驱动的低温三效蒸发浓缩工艺流程（MEE-G），见图3b。约50%的多效蒸发的冷凝液，经除尘器出口低温烟气（132 ℃）加热后，获得90 ℃-97 ℃的饱和蒸汽作为一效蒸发器热源。烟气加热器的热量衡算，需要根据蒸发任务确定生蒸汽耗量进行计算。
1.2 MVR系统
对于MVR蒸发浓缩工艺来说，当处理高浓度含盐废水时，如果沸点升高值过大，则使得换热器的有效传热温差降低，从而造成压缩机需要提高较高的温度来克服沸点升高的影响，使得系统能耗过高。文献认为：对于MVR蒸发系统，当溶液沸点升高超过15 ℃时，单级蒸汽压缩机提升的二次蒸汽温度不能维持蒸发过程中的有效传热温差，需要采用二级MVR或分级压缩系统。图4给出了基于表1预处理后脱硫废水水质特性的含盐溶液在不同蒸发温度下沸点升高值变化规律。可知蒸发浓缩阶段沸点升高值不到10 ℃，因此本文采用单级MVR系统（MVR-S），见图5。
预处理后的脱硫废水首先在凝结水预热器和浓缩液预热器中进行预热，预热后废水与循环液一起进入蒸发器中，蒸发压力取29 kPa。在蒸发器内被压缩蒸汽加热，蒸发器产出的二次蒸汽经压缩机压缩至45 kPa，作为蒸发器热源。压缩机出口蒸汽一般为过热蒸汽，不利于蒸发器中的换热，因此在进入蒸发器前，引入少量冷凝水，用于消除蒸汽过热度。与多效蒸发系统相比，MVR系统不需要二次蒸汽冷却水系统。
1.3 耦合MVR的多效蒸发系统
对于单级MVR系统，压缩机处理的蒸汽量为浓缩阶段需要产出的全部二次蒸汽，且废水沸点升高值较大，因此耗功较大。降低压缩机功率的一个可行方法是：首先在较低浓度下对进料废水进行预浓缩，然后再经MVR进一步蒸发水分至设定浓度。考虑到系统热集成，采用两个闪蒸罐和进料预热器来降低系统能耗，设计了耦合MVR的多效蒸发系统（MEE-MVR），见图6。
预处理后的脱硫废水经预热器被加热至74 ℃，然后送入低压蒸发器（60 kPa），产出的浓缩液送入高压蒸发器（76 kPa），最终得到浓缩液送至结晶单元。设置了两个闪蒸罐，用于回收部分蒸汽热能。其中低压蒸发器产出的二次蒸汽与来自闪蒸罐-2出口蒸汽混合后，经压缩机加压升温后（压缩机出口压力155 kPa），作为高压蒸发器蒸发热源；然后经过闪蒸罐-1后回收部分蒸汽，与高压蒸发器产生的二次蒸汽混合，作为低压蒸发器的热源。此外，进料预热器热源为闪蒸罐-2出口冷凝水。与单效MVR系统相比，压缩机处理的蒸汽流量大大减小，尽管其压比略有增加，但系统压缩机功耗将会降低。
2 流程模拟及系统评价
2.1 系统模拟
以600 MW燃煤机组为例，脱硫废水处理量取10 t/h。对预处理后脱硫废水不同热法蒸发结晶系统，利用流程模拟软件Aspen plus进行了流程模拟，获得了热法浓缩和分盐结晶环节的物料和能量平衡。
预处理后的脱硫废水属于低硬度、高含盐量的水体系，采用ELECNRTL物性模型模拟废水的无机电解质体系。系统流程中各单元功能模块的选取参考文献。
2.2 系统评价指标
本文提出的脱硫废水热法零排放系统的评价指标包括以下几种：
1）单位能耗SEC（kJ/kg凝水）：蒸发量是1 kg时系统能耗；SEC =N/W；式中，N表示系统能耗，包括热耗和电耗；W表示蒸发量；
2）系统能效系数COP：原料液蒸发结晶过程吸收的热量和系统能耗之比；即：COP =Q/N；式中：Q表示蒸发器热负荷；
3）节能率e：以传统的以生蒸汽为热源的三效蒸发系统为基准，其他系统相对基准系统的节能性。即：e=(SECre-SECob)/ SECre；式中，SECre表示基准系统的单位能耗；SECob表示其他系统的单位能耗。
对于多效蒸发系统、MVR系统等浓缩减量系统来说，各系统消耗的能源种类不同。比如：电力；蒸汽；烟气热能；因此需要客观、科学的评价系统能耗。目前国内外的能源统计与折算方法可归纳为3类：
1）热值当量法：以能源所包含的热量为指标，直接计算其能源“数量”大小，不考虑其品位高低；
2）等价值法或发电煤耗法：生产单位数量的二次能源或耗能工质所消耗的各种能源折算成一次能源（比如：kg标煤）的数量。
3）等效电法：根据各种形式的能源转换为电力时可能的最大转换能力，把各种形式的能源同一转换为等效电力。
2.3 结果及讨论
表2为不同浓缩工艺的模拟计算结果。各方案性能计算结果均是在相同的进料流量、组分，相同的蒸发规模（9481 kg/h）和相同的结晶过程下模拟获得。从表2和图7中可以看出：
1）对于传统的三效蒸发系统（MEE-S）来说，需要生蒸汽耗量4551.7 kg/h，即单位蒸汽消耗量（单位蒸发量消耗的蒸汽量）为0.48，与文献中给出的三效蒸发单位蒸汽消耗量经验值相符。三效蒸发系统的末效产生的二次蒸汽需要冷凝器冷凝，需要47904 kg/h冷凝水（假设冷凝水温升为10 ℃）；
2）对于低温烟气驱动的三效蒸发系统（MEE-G），其热源为除尘器后的低温烟气；在给定后脱硫废水流量（10 m3/h）以及蒸发结晶过程需要的热量，计算得到：烟气加热器负荷为3200 kW，产出生蒸汽（饱和温度92 ℃）1.26 kg/s。以600 MW机组为例，BMCR工况下，烟气标态体积流量为218万m3/h，经烟气换热器后，烟气温降5.5 ℃。文献对某600 MW电厂烟气“消白”工程进行了现场测试，结果表明：烟气“消白”工程中的冷却降温对湿法脱硫（FGD）、湿式电除尘器（WESP）脱除SO3的影响很小，烟气温降与FGD、WESP、FGD+WESP对SO3的脱除效率之间没有相关性。但MEE-G对电厂性能影响仍需进一步研究。
3）对于单级MVR系统（MVR-S），由于利用压缩机对蒸发过程产出二次蒸汽加压提质，因此不需要消耗生蒸汽，同时也取消了冷凝器。与MEE-S相比，其单位能耗大幅度下降；当采用不同能耗折算方法时，系统节能率67.7%——94.9%；当采用热值当量法计算时，节能率最高，但是这种折算方法没有考虑电力和蒸汽的能量品位差异。
4）与MVR-S相比，由于在较低浓度下蒸发了部分进料水分（总蒸发量的40%左右），使得耦合MVR的多效蒸发系统（MEE-MVR）压缩机处理的蒸汽流量大幅度下降；此外利用闪蒸罐回收部分蒸汽能，相对于MVR-S，MEE-MVR系统的压缩机功耗下降了30%左右；COP提高了24.5%。
3 经济性分析
基于Aspen Plus流程模拟，获得了不同热法除盐系统的物质和能量平衡数据，可用于系统经济性评估。
设备投资成本包括：直接成本和间接成本。其中直接成本Cd指主要设备购置费，比如：预热器；蒸发器；泵；冷凝器；结晶器等，可以采用规模因子法进行计算。各设备的投资成本数据见文献。间接成本Cid包括：预备费；工程费和监理费用；建设承包合同费等。为了简化起见，假设间接成本为直接成本的0.55，即：Cid=0.8Cd。总投资成本CTIC包括直接成本、间接成本和其他费用。其中，其他费用包括：启动费；流动资金；专利及研发费和建设期利息。为了简化计算，假设总投资成本CTIC=2（Cd+Cid）。
为了定量比较不同系统的经济性，本文计算了吨废水的处理成本LCOW。吨废水处理成本LCOW包括：投资成本Ccap和运行成本。年运行成本包括三部分：用电成本Cel；用蒸汽成本Cth；预处理成本（加药成本）Cch和运行维护费用CO&M。其中用电成本、用蒸汽成本根据电和蒸汽单价及系统消耗量计算；加药成本根据预处理加药量和药品单价计算；假设运行维护费用CO&M=3% Ccap。经济性分析关键参数见表3。
图8描述了不同系统的吨废水处理成本（LCOW）及其组成比较。可以看出：
1）传统三效蒸发结晶工艺（MEE-S）的LCOW最高（52.0元/t），其中57%来自蒸汽成本；其次来自化学成本（36.2%）、电力成本（4.9%）；投资成本和运行维护成本最低，仅占2.1%；
2）如果采用低温烟气驱动的三效蒸发系统（MEE-G），如果忽略低温烟气成本，尽管投资成本相对于传统三效蒸发系统增加了13.8%，但该系统的LCOW降至2.5元/t。其中化学成本占83.4%；电力成本占11.2%；
3）对于单级MVR系统（MVR-S），由于采用了比较昂贵的蒸汽再压缩系统，其投资成本相对于MEE-S，增加了113%，但是LCOW（32.5元/t）仍低于MEE-S，原因在于：MVR-S系统的单位能耗相对于MEE-S系统，降低了83.7%；
4）与MVR-S相比，由于MEE-MVR的于压缩机耗功较低，尽管增加了低压蒸发器和闪蒸器等设备，但总投资下降了10%。此外由于单位能耗低于MVR-S系统，使得MEE-MVR系统的LCOW为30.2元/t，低于MVR-S系统，约为MEE-S系统的58.2%。
4 结 论
提出了三种脱硫废水热法零排放系统，以600 MW超临界机组为例（废水处理量10 m3/h），对不同系统进行了流程模拟和经济性分析。研究结果表明：
1）对于采用汽机抽汽作为热源的三效蒸发浓缩工艺（MEE-S）来说，系统能耗为0.48 t蒸汽/t水；吨废水成本52元，其中热耗成本占57%；
2）如果采用低温烟气驱动的三效蒸发浓缩系统（MEE-G），烟气降温5.5 ℃。相对于MEE-S系统，投资成本增加了13.8%，但能耗成本大幅度下降；
3）与MEE-S相比，单级MVR系统（MVR-S）能耗大幅度下降，但是投资成本增加113%；
4）对于耦合MVR的多效蒸发系统（MEE-MVR），尽管投资成本略高于MVR-S系统，但吨废水成本低于MVR-S，约为MEE-S系统的58.2%。
