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由图3a)可见:
反应器出水电导率和TDS质量浓度分别为(57.2±14.2) mS/cm和(38.1±6.2)g/L,均高于原水,这是由于Ca2+和Mg2+为主的二价离子经反应成为以Na+为主的一价离子,导致离子质量浓度增大;纳滤单元进出水电导率分别为(52.2±4.4)、(43.0±6.0)mS/cm,去除率为17.6%,而TDS质量浓度则降低了 21.5%,这是由于纳滤单元截留了二价离子,降低了脱硫废水含盐量;离子交换单元出水中电导率和TDS略有升高,分别为(43.1±0.2)mS/cm和(27.0±0.2)g/L;电渗析单元浓淡水的电导率分别为(61.8±5.5)、(1.3±1.4)mS/cm,去除率分别为97.9%;电渗析单元浓水TDS质量浓度为(41.0±3.6)g/L,淡水TDS质量浓度为10.0g/L,淡水进入反渗透单元处理后出水TDS质量浓度为(0.5± 0.6)g/L,反渗透单元浓水返回电渗析单元,电渗析单元加反渗透单元对TDS的去除率为98.8%,实现了盐分的高效截留。由图3b)可知,各单元电导率和TDS质量浓度相关系数r高达 0.996,这说明通过电导率变化可以很好地反映TDS质量浓度变化。
图4显示了脱硫废水零排放工艺各单元 Ca2+、Mg2+和 SO42-浓度的变化情况。
由图4a)可知,原水中硬度离子 Ca2+、Mg2+浓度高,分别为(38.1±1.5)、(175.2±23.7)mmol/L。高盐溶液中的CaSO4溶解度受温度和盐浓度的影响,会出现溶度积增大的现象,在浓缩过程中易结垢。如果直接采用膜技术浓缩脱硫废水,会造成严重的膜污染,因此需要先进行软化处理,去除大部分的Ca2+、Mg2+与SO42-。
由图4可见,反应器出水中Ca2+和Mg2+浓度下降至(23.6±16.8)、(2.7±2.3)mmol/L,去除率分别为38.1%和98.5%,说明反应器对Mg2+的去除具有较好的效果,但除Ca2+效果并不理想。这是因为实际运行过程中,脱硫废水硬度离子浓度波动较大,Mg2+可通过在线监控pH值调节加药量去除,但Ca2+则缺乏有效的监控手段。
因此,开发软化除钙单元监控技术,将对提高软化效率具有重要意义。由图4可见,进入纳滤单元后,Ca2+和Mg2+浓度继续下降,去除率达到96.4%和97.8%,出水浓度仅为(0.6±0.4)、(0.1±0.1)mmol/L。这是因为纳滤单元会有效截留分子量较大的有机物与二价离子,而选择性透过一价离子。由于脱硫废水复杂多变的水质特点,而反应器能够大量去除 Ca2+与Mg2+,但难以确保出水水质稳定。纳滤单元可以很好的弥补预处理模块的不足,保证硬度离子的高效稳定去除,从而控制Ca2+和Mg2+浓度低于1mmol/L。
另一方面,高浓度的硬度离子容易在膜表面结垢,降低膜通量,缩短膜的使用寿命,采用反应器预先去除大部分硬度离子,有助于减轻纳滤单元的处理负担,缓解膜表面结垢。因此,反应器与纳滤单元可相辅相成,对脱硫废水的软化均具有重要作用。后续离子交换单元的Ca2+和Mg2+去除率分别为83.3%和80.0%。因此,“预处理+深度软化”技术的Ca2+和Mg2+去除率高达99.4%和99.6%,远高于化学沉淀法,可见深度处理模块能够保证硬度离子的高效稳定去除。
在电渗析单元中,Ca2+和Mg2+被离子交换膜截留,在浓水室中浓缩至(1.4±0.6)、(1.3±0.6)mmol/L,淡水中则被完全去除。
由图4b)可知:反应器出水SO42-较原水略有下降,去除率为17.6%,这是因为受限于溶度积,传统的硫酸钙法难以高效去除SO42,需研发更为经济高效的化学沉淀法或者集成纳滤单元;而纳滤单元出水中SO42-质量浓度大幅降低,去除率达90.7%。
离子交换单元出水中SO42-质量浓度进一步降低至(84.3±12.4)mg/L;SO42-在浓水室中富集((145.1±13.4)mg/L),但淡水出水中SO42-浓度仍较高((67.4±14.6)mg/L)。
有机物质量浓度变化规律分析
图5显示了脱硫废水零排放工艺各单元化学需氧量(COD)和总有机碳(TOC)质量浓度的变化情况。
由图5可知原水中COD和TOC质量浓度分别为(280±23.1)、(54.7±6.1)mg/L,经反应器后降低为(72±11.3)、(17.2±5.3)mg/L;纳滤单元对COD和TOC的去除率分别为17.6%和36.9%;离子交换单元则去除了12.5%和30.7%;电渗析浓水COD和TOC质量浓度分别为(140±28.3)、(9.7±0.2)mg/L,淡水为(24±11.3)、(6.2±0.6)mg/L,这说明有机物被离子交换膜截留,在浓水室浓缩。
工业盐品质分析
图6为蒸发单元所得产品的X射线衍射仪(XRD)图谱和扫描电子显微镜(SEM)图。
对脱硫废水零排放系统最终产物工业盐进行理化指标分析,结果见表3。
由表3可知,蒸发所得工业盐成分构成符合《工业盐国家标准》(GB 5462—2015)中二级工业湿盐的要求,NaCl纯度可达优级工业盐的要求。还可通过进一步优化脱硫废水零排放工艺,降低不溶物、钙镁离子总量和硫酸盐浓度,提升工业盐品质。
技术经济分析
根据零排放中试试验工程验证,该脱硫废水零排放系统的运行成本主要包括动力消耗、药剂消耗和蒸汽消耗3部分。其中,动力消耗折算到处理水量为17.3kW·h/m3,厂用电价按照0.4元/(kW·h)估算,折合6.9元/m3。
药剂消耗主要包括石灰、纯碱和烧碱,消耗量分别为3.2、3.2、10.0 kg/m3,同时考虑其他药耗(0.5元/m3),则药剂成本总量为37.6 元/m3,其中除镁池的 NaOH 消耗成本占比78.5%。蒸汽消耗按照电渗析浓缩10倍,1m3浓水需要1.5t蒸汽,蒸汽单价以180元/t 计算,则蒸汽消耗成本为27元/m3。因此,脱硫废水零排放系统的总运行成本为71.5 元/m3。该运行数据与广东河源电厂实际零排放工程70~80元/m3的运行费用较为接近。
结 论
1)通过集成预处理模块、深度处理模块、预浓缩模块和蒸发结晶模块,构建了脱硫废水零排放工艺,并进行中试研究。预处理模块的反应器作预处理单元,能够高效去除脱硫废水中的Ca2+和Mg2+,是深度处理模块对硬度离子去除效果的“先保障”,缓解了后续膜浓缩和蒸发结晶模块的结垢情况。
2)纳滤单元和离子交换单元为深度处理模块,能够保证出水中Ca2+和 Mg2+的高效稳定去除,防止反应器调控难以完全响应进水波动造成的硬度离子升高,起到“后保障”作用。
3)预浓缩模块的电渗析单元能够大幅减轻蒸发单元的能耗,并同时截留二价离子,淡水出水可回用。蒸发单元得到的工业盐纯度可达到《工业盐国家标准》(GB 5462—2015)中二级工业湿盐的要求。
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