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2.2 经济性分析

2.2.1 运行成本

基于表1中的脱硫废水水质，对方案1和方案2进行了运行成本核算。2种方案药剂消耗费用分别见表4、表5。

表4 方案1药剂消耗费用

表5 方案2药剂消耗费用

方案1系统每吨水药剂消耗费用为45.3元；而系统每吨水电耗为22 kW ˙h，电价以0.6元/(kW ˙h)计算，则电费为13.2元/t；系统每吨水消耗蒸汽量为0.28t蒸汽费用以150元/t计算，则蒸汽费用为42元/t；系统处理成本合计为100.5元/t。从上述运行成本分析结果可以看出，由于方案1中脱硫废水未进行膜浓缩处理而直接进入蒸发结晶系统，导致后续蒸发结晶器所处理的浓水量较大，增加了系统的每吨水电耗量和蒸汽量，从而使得电费和蒸汽费较高。

方案2系统每吨水药剂消耗费用为47.0元/t，较方案1略微增大，主要是因为方案2中引入反渗透和正渗透等膜技术，消耗了额外的药剂，如次氯酸钠、还原剂和非氧化性杀菌剂等。系统每吨水电耗为10.4 kWh，电价以0.6元/(kW˙h)计算，电费为6.2元/t。系统每吨水电耗比方案1减少了约50%，主要有2个原因：正渗透技术的引入降低了蒸发结晶器的浓水量，减少了蒸发结晶单元的电耗；正渗透过程在常温常压下运行，只需要常规的流量循环泵，电耗较低。系统每吨水消耗蒸汽量为0.203t，蒸汽费用以150元/t计算，则蒸汽费用为30.4元/t。

方案2引入正渗透膜法深度浓缩技术，将进入蒸发结晶器的高浓盐水减小到了3t/h，大大降低了蒸发结晶过程中蒸汽的消耗量；同时，正渗透工艺中使用碳按作为汲取液，在运行过程中需要蒸汽加热回收利用汲取液，消耗大量额外的蒸汽。综合以上2个因素，方案2的蒸汽费用较方案1仅降低了约11元/t。考虑膜更换费用约1元/t，方案2系统处理成本合计为84.6元/t，较方案1有所降低。

2.2.2 投资成本

针对表1中的脱硫废水水质，方案1和方案2投资成本对比见表6。2种方案的投资成本均按照装置的处理能力为20t/h计算。

表6 方案1和方案2投资成本对比

方案1由于未进行膜浓缩处理，导致蒸发结晶投资成本较高，达到5900万元，整个系统总投资约为8863万元(包括前期研发与部分废水管道建设等费用)。

方案2由于采用了正渗透耦合反渗透的深度浓缩工艺，实现了减量化，故将蒸发结晶器的投资成本减小到1100万元。但是，由于正渗透膜产水通量偏低，膜投资费用较高，而且汲取液的回收和浓盐水的脱氨均需单独的精馏回收塔和汽提塔，因此该部分的投资费用达到了4370万元，总投资约7735万元，较方案1有所降低。其中，方案2设备费和安装调试费约6380万元，其他费用，如建筑工程费、公用设备投资等约1355万元。

3脱硫废水零排放处理工艺分析

3.1 现有工艺的优缺点

3.1.1 方案1

按照方案1，脱硫废水经预处理后采用四效蒸发结晶技术，此方案具有技术可行性高、对原水变化的适应性强、工艺流程短、投入人员少、操作系统简单、运行稳定、设备维护量较小等优点。方案1缺点为运行成本和投资成本较高。

3.1.2 方案2

按照方案2 , 20 t/h脱硫废水，经过正渗透技术处理浓缩之后可浓缩成3 t/h，这使得蒸发结晶器的规模大大减小，运行过程中电耗大幅降低。

方案2的优势如下

（1）运行成本较低正渗透系统的能耗主要是汲取液的回收、碳氨汲取液用蒸汽加热回收利用，其能耗等同四效蒸发器。如果正渗透系统能利用低品位的废热作为能源，运行能耗较蒸发器工艺可降低30% ～70%。同时，正渗透膜产水溶解固体总量TDS为7000 mg/L左右，正渗透的能耗直接与膜的性能相关，降低能耗的唯一途径是不断提高膜的分离性能。

（2）投资成本较低正渗透系统可以在较低的运行能耗条件下将浓盐水含盐量提高到200000mg/L以上，取代机械式蒸汽再压缩(MVR)蒸发器工艺。正渗透系统不存在腐蚀问题，需采用昂贵钦材的MVR蒸发器工艺的投资成本相对较低。正渗透膜在常温常压操作条件下运行，更可靠，维护更简单。

（3）抗污染性能良好对于高污染的水，只要膜组件设计合理，水分子在膜表面的自发渗透，不会导致膜表面出现压密性的污染层。耐受微生物和有机胶体污染，污染层比较疏松，用水清洗后的恢复性比较好。

方案2的劣势如下

（1）正渗透技术用于脱硫废水零排放属于较新的技术，还不成熟，需要进一步完善。由于该过程使用碳氨汲取液，为循环利用汲取液和浓水脱氨，需要单独设置浓水氨氮回收汽提塔和汲取液精馏回收塔，设备占地面积较大，而且要消耗大量蒸汽。

（2）由于内浓差极化作用，正渗透膜通量较低，一般为8～10 L/(m2˙h)，相同处理量与反渗透相比，膜堆约为反渗透膜堆的2倍，正渗透膜的性能还有待提高。

（3）由于深度浓缩部分没有采取分盐工艺，而是采用蒸发结晶，最后得到氯化钠和硫酸钠的混盐，盐纯度不能保证，且形成的混盐是固危废，处理成本较高。

3.2 改进的脱硫废水处理工艺

火电厂脱硫废水零排放工艺主要包括：预处理、预浓缩（TDS浓缩至30000-50000 mg/L），深度浓缩（TDS浓缩至150000-200000mg/L）和结晶单元。通过以上分析可知：为得到最终的结晶盐，不同工艺均采用了多效蒸发或者MVR等热法结晶技术，因此，脱硫废水零排放的关键技术发展趋势应主要是开发新的深度浓缩工艺（减量化单元)，从而减少蒸发结晶投资；并且目前对于燃煤电厂脱硫废水的处理，己经工业应用的工艺路线产出的结晶盐基本为杂盐，鲜有项目做出了工业级的氯化钠和硫酸钠盐。

膜技术因其高效低耗、简便、易操作等优势，现己成为水处理领域有效的处理手段。如前文所述，反渗透技术己在脱硫废水深度处理中成功应用，而纳滤技术和电渗析技术近年来也在水处理领域得到相关研究和应用。例如文献曾报道了一种针对煤化工废水处理开发的纳滤预分盐+膜浓缩+结晶分盐的工艺流程，该工艺通过将反渗透、纳滤和电渗析技术等膜分离技术进行组合集成，实现了氯化钠和硫酸钠盐等结晶盐的分盐利用，同时大幅减少了蒸发量及蒸发结晶投资。

针对该燃煤电厂的脱硫废水水质情况，从高浓盐水减量化和结晶盐资源化2个角度入手，笔者认为脱硫废水应首先通过纳滤(NF)膜对一价和二价盐的选择性截留作用，分离脱硫废水中的氯化钠和硫酸钠，硫酸钠浓缩液经过冷冻结晶而析出纯度较高的硫酸钠盐，透过的氯化钠溶液再通过反渗透与电渗析(ED)耦合技术深度浓缩，TDS最终达到150000-200000 mg/L，实现高浓盐水的减量化。该工艺流程可大大降低结晶单元负荷，减小结晶单元投资成本，最终获得纯度较高的氯化钠盐。图4为改进后的工艺流程。该工艺具有整体能耗低、工艺稳定、操作运行简单等优点，不仅实现了脱硫废水的零排放，而且可得到纯度较高的盐。

图4 改进后的工艺流程

4结论及建议

本文针对目前国内己经工业应用的2个脱硫废水零排放技术的工艺路线进行了详细综述，并结合某燃煤电厂的脱硫废水水质对其采用以上2种工艺的经济性及工艺优缺点做了详细分析。

综合考虑该燃煤电厂的水质特点建议脱硫废水零排放技术采用如下工艺：

1)预处理系统，石灰和碳酸钠双级混凝澄清一双级过滤器一弱酸树脂，除去悬浮物和钙镁离子；

2)纳滤一冷冻结晶分盐系统，通过纳滤膜对一价和二价盐的选择性截留作用，分离废水中的氯化钠和硫酸钠，硫酸钠浓缩液经过冷冻结晶而析出纯度较高的硫酸钠盐；

3)深度浓缩系统，两级电渗析一反渗透，利用高效电渗析技术的高浓缩倍数、低电耗及常压运行等优异性能，对氯化钠溶液进行深度浓缩；

4)结晶和干燥系统，因地制宜采用现有成熟技术(多效蒸发或MVR)对结晶盐进行回收利用。

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