脫硫廢水的含固量按多少設計

① 熱電廠廢水有什麼特點

熱電廠排水之所以是廢水不是污水，那就說明了它的水質受到的污染不是很嚴重
熱電廠的廢水主要是水的溫度升高了，因為，熱電廠的排水都是些冷卻水，至於主要成分么，和進水水質相差不大，一是水中的溶解氣體減少了，還有一個就是為了防止結垢而加的阻垢劑，此劑量很小。

主要成分:此類廢水中含有大量的懸浮固體、灰份 及高含量的鹽份和部分有機物
處理實例如下：
首先用微濾除 去水中的全部懸浮顆粒，質量分數為99%的BOD、98%的COD、73%的總氮和17%的總磷，同時將 水中的菌落總數降到3～4個/L，然後加酸降低pH以除去CO2，最後再經NF脫鹽，達到鍋 爐用水的質量。澳大利亞太平洋熱電廠的Eraring發電站目前已用NF對此類廢水進行處理， 每天處理1 000～15 000 m3廢水，既減輕了市政供水系統的負荷，每年又可為熱電廠節約 操作費用80萬美元。該熱電廠准備擴大發電規模，用水量也相應增大，估計到2010年，處理 此類廢水量將達5 000 m3/d，效益極其可觀。

② 脫硫除塵器的廢水怎麼處理

脫硫廢水包括廢水處理、加葯、污泥處理3個分系統。廢水通過管路流入中和箱版，同時權按比例加入制備合格的石灰漿液，將中和箱pH調整到9.2+0.3，此pH范圍適合大多數重金屬離子的沉澱。並非所有重金屬可通過與石灰漿作用形成很好的沉澱，其中主要是鎘和汞。因此，需要在沉降箱中按比例加入重金屬沉澱劑有機硫化物(TMTl5)。為了提高沉降效果，需向絮凝箱中按比例加入絮凝劑硫酸氯化鐵(FeC1SO)，使氫氧化物、化合物及其它固形物從廢水中沉澱出來。為了讓絮凝後的廢水中產生的細小礬花積聚成大顆粒，以便於廢水進入澄清池後更快的沉降，在絮凝箱出口管路上添加助凝劑聚丙烯醯胺(PAM)。加葯混合反應後的廢水在重力作用下流入澄清池，進行固液分離。澄清池出水在出水箱中通過添加HC1將pH調整為標准要求的范圍(6～9)內排放。為了促進反應和後續反應箱中絮凝粒子的形成，在中和箱中加入澄清池中迴流的少量恆定量的接觸泥漿。剩餘污泥周期性地利用高壓偏心螺桿給料泵輸送至板框壓濾機進行脫水處理，泥餅外運。

③ 氨法脫硫的關鍵數據

明晟環保:化肥裝置氨源及其在氨法脫硫上的使用特點

1液氨

液氨運輸及儲存便利,通常將氣態的氨氣通過加壓或冷卻得到液態氨。氨易溶於水,溶於水後形成鹼性溶液。液氨(氣氨)管理要求高。用於脫硫時,其管道及相應的貯槽應按壓力等級設計並有防爆措施。但因其含量高運輸成本低,液氨是長距離外購脫硫劑的首選方案。

2 氨水

氨水為無色透明的液體,是不燃燒、無危險的液體。

2.1稀氨水

稀氨水一般由廢氨水提濃或液氨稀釋而來,質量相對較好,可以直接使用。

2.2廢氨水

化肥企業廢氨水來源:

1)合成氨系統廢氨水來源

銅洗再生工序產生的含氨廢水;回收塔用軟水或稀氨水回收下來的氨水,脫除有機硫過程中產生的低壓變換冷凝液和含氨廢水等。

2 )氮肥(氨加工)廢氨水來源

(NH4)2·CO3生產廢水主要是尾氣洗滌塔產生的含氨廢水;尿素生產廢水主要是蒸餾和蒸發工序的解吸液和冷凝液即含氨廢水;NH4NO3生產廢水主要是真空蒸發工序生產的含氨廢水。

目前,化肥企業的含氨廢水一般送尿素解吸或新增氨回收塔進行提濃回收。進行回收需要增加能耗和操作費用。

廢氨水濃度一般較低,高的一般也不超過5%,所以當用廢氨水脫硫時要注意裝置的水平衡,水過量時須搭配使用高濃度的氨。

3 .NH4HCO3

一般是由氨與二氧化碳化合而成,曾是氮肥的主要品種,目前仍是中小氮肥廠重要產品。

NH4HCO3可分解為氨與二氧化碳,可作為脫硫劑。在使用碳銨作脫硫劑時,需配置將碳銨溶解的裝置然後將碳銨泵入脫硫系統。因碳銨在脫硫過程中有氣體二氧化碳生成,所以碳銨的加入點要有防泡沫措施。

4. 尿素

尿素用液氨和二氧化碳為原料合成尿素。尿素在水的作用下分解成氨和二氧化碳,可以作脫硫劑使用。

尿素做脫硫劑也需配置溶解裝置。然後將溶液泵入脫硫系統。同樣其水解過程中有氣體二氧化碳生成,所以其加入點也應要有防泡沫措施。

5 化肥企業使用氨法煙氣脫硫的優勢

化肥企業特別是氮肥廠皆有上述的含氨脫硫劑,採用氨法技術進行鍋爐煙氣脫硫,可直接利用氨甚至廢氨水回收煙氣中的SO2製成(NH4)2SO4肥料,在廠內即可實現廢物的綜合利用,以廢治廢、變廢為寶。

另外,氨法脫硫屬化工技術,化肥企業的操作人員和管理人員容易掌握。

④ 脫硫系統中硫的物料平衡怎麼算啊 求高手解答 急急急！！！

濕法脫硫系統物料平衡

一、 計算基礎數據
（） 待處理煙氣
煙氣量：1234496Nm3/h（wet）、1176998 Nm3/h（dry）
煙氣溫度：114℃
煙氣中SO2濃度：3600mg/Nm3
煙氣組成：
組 分 分子量 Vol% mg/Nm3
SO2 64.06 0.113 3600（6%O2）
O2 32 7.56(dry)
H2O 18.02 4.66
CO2 44.01 12.28(dry)
N2 28.02 80.01(dry)
飛灰 200
石灰石濃度：96.05%

二、 平衡計算
（1）原煙氣組成計算
組 分 Vol%(wet) mg/Nm3 kg/h Kmol/h
SO2 0.108 3226（7.56%O2） 3797 59.33
O2 7.208 127116 3972.38
H2O 4.66 46214 2564.59
CO2 11.708 283909 6452.48
N2 76.283 1177145 42042.89
飛灰 200（dry） 235
合計 1638416 55091.67
平均分子量 （0.108×64.06+7.208×32+4.66×18.02+11.708×44.01+76.283×28.02）/100=29.74
平均密度 1.327kg/m3

（2）煙氣量計算
1、①→②（增壓風機出口 → GGH出口）：
取GGH的泄漏率為0.5%，則GGH出口總煙氣量為1234496 Nm3/h×（1-0.5%）=1228324Nm3/h=1629634kg/h
泄漏後煙氣組分不變，但其質量分別減少了0.5%，見下表。
溫度為70℃。
組 分 Vol%(wet) mg/Nm3 kg/h Kmol/h
SO2 0.108 3226（7.56%O2） 3778 59.03
O2 7.208 126480 3952.52
H2O 4.66 45983 2551.78
CO2 11.708 282489 6420.22
N2 76.283 1171259 41832.68
飛灰 200 234
合計 1630224 54816.21

2、⑥→⑦（氧化空氣）：
假設脫硫塔設計脫硫率為95.7%，即脫硫塔出口二氧化硫流量為3778×（1-95.7%）=163 kg/h，二氧化硫脫除量=（3778-163）/64.06=56.43kmol/h。
取O/S=4
需空氣量=56.43×4/2/0.21=537.14kmol/h×28.86（空氣分子量）=15499.60kg/h，約12000Nm3/h。
其中氧氣量為537.14 kmol/h×0.21=112.80 kmol/h×32=3609.58kg/h
氮氣量為537.14 kmol/h×0.79=424.34 kmol/h×28.02=11890.02kg/h。
氧化空氣進口溫度為20℃，進塔溫度為80℃。
3、②→③（GGH出口→脫硫塔出口）：
煙氣蒸發水量計算：
1）假設煙氣進塔溫度為70℃，在塔內得到充分換熱，出口溫度為40℃。由物性數據及煙氣中的組分，可計算出進口煙氣的比熱約為0.2536kcal/kg.℃，Cp（40℃）=0.2520 kcal/kg.℃。
Cp煙氣=（0.2536+0.2520）/2=0.2528 kcal/kg.℃
氧化空氣進口溫度為80℃，其比熱約為0.2452 kcal/kg.℃，Cp（40℃）=0.2430kcal/kg.℃。
Cp空氣=（0.2452+0.2430）/2=0.2441 kcal/kg.℃
Cp水（20~40℃）=1.0kcal/kg.℃
r水（20）=586kcal/kg
r水（40）=575kcal/kg
煙氣蒸發水量=[0.2528×（70-40）×1630224+0.2441×15491.12×（80-40）]/[1.0×（40-20）+（586+575）/2]=20841kg/h=1156.55kmol/h
水蒸汽含量=（2551.78+1156.55）/（54816.21+1156.55）=6.63%
40℃水蒸汽飽和蒸汽壓=0.00737MPa。
煙氣總壓102000Pa。
40℃煙氣飽和水蒸汽含量=0.00737/0.102=7.23%
根據以上計算，假設溫度下煙氣蒸發水量及原煙氣含水量之和小於40℃煙氣飽和水蒸汽含量。因此，實際出口溫度小於40℃。
2）假設出口溫度為35℃
煙氣蒸發水量=[0.2528×（70-35）×1630224+0.2441×15491.12×（80-35）]/[1.0×（40-20）+（586+575）/2]=24296.6kg/h=1348.31kmol/h
水蒸汽含量=（2551.78+1348.31）/（54816.21+1348.31）=6.94%
35℃水蒸汽飽和蒸汽壓=0.00562MPa。
35℃煙氣飽和水蒸汽含量=0.00562/0.102=5.51%
根據以上計算，假設溫度下煙氣蒸發水量及原煙氣含水量之和大於35℃煙氣飽和水蒸汽含量。
因此，實際出口溫度大於35℃，取38.5℃，則煙氣蒸發水量為1213.82kmol/h×18.02=21873kg/h，其水蒸汽含量=（2551.78+1213.82）/（54816.21+1213.82）=6.72%
38.5℃水蒸汽飽和蒸汽壓=0.00684MPa。
38.5℃煙氣飽和水蒸汽含量=0.00684/0.102=6.71%
根據上述計算結果可知，脫硫塔出口溫度為38.5℃。

3）反應產生的二氧化碳量
GCO2= 44.01×56.43kmol/h=2483.48kg/h
4）煙氣中夾帶水量
按煙氣總質量的0.005計，夾帶量=1630224kg/h × 0.005=8151.12kg/h
5）脫硫塔出口煙氣組分

組 分 Vol%(wet) kg/h Kmol/h
SO2 0.004 163 2.54
O2 7.088 126480+3609.58×3/4=129187 4037.10
H2O 7.405 45983+21873+8151.12=76007 4217.93
CO2 11.638 282489+2483.48=284972 6475.18
N2 74.134 1171259+11890.02=1183149 42225.16
飛灰 234×（1-75%）=58.5
合計 1673374 56957.91
總煙氣量 1275857Nm3/h

4、③→④（脫硫塔出口→GGH出口）：
在此過程中新增了原煙氣泄漏的0.5%煙氣。
組 分 Vol%(wet) kg/h Kmol/h
SO2 0.005 163+3797×0.5%=182 2.84
O2 7.088 129187+127116×0.5%=129823 4056.96
H2O 7.392 76007+46214×0.5%=76238 4230.75
CO2 11.370 284972+283909×0.5%=286392 6507.42
N2 74.144 1183149+1177145×0.5%=1189035 42435.22
飛灰 58.5+235×0.5%=59.7
合計 1681730 57233.19
總煙氣量 1282023

5、④→⑤（GGH出口→煙囪進口）：
這一過程煙氣量及性質基本不變。

（3）脫硫液及石膏的平衡
CaSO4.2H2O分子量為：172.17
CaSO3.1/2H2O分子量為：129.15
CaCO3分子量為：100.09
1、脫硫劑的需求量
1） 煙氣中SO2脫除量=56.43kmol/h
2） 需純的石灰石量=56.43 kmol/h
3） 考慮到溶液循環過程中的損失，需加入的石灰石量為=（1+2%）×56.43 kmol/h=57.56kmol/h
4） 需96.05%的石灰石=57.56×100.09/0.9605=5997.96kg/h
其中：CaCO3量=5997.96×0.9605=5761.04kg/h
其中：雜質量=5997.96×0.0395=236.92kg/h
5） 如使用工業水制備30%含固量漿液需水量：
5997.96kg/h/0.3×0.7=13995.24kg/h
6）如使用2.6%含固量的脫硫反應塔塔底漿液旋流分離液制備30%含固量漿液需水量為：
設2.6%含固量旋流分離液的固體物量為X kg/h，以水平衡可列下式：
X/2.6%×（1-2.6%）=（X+5997.96）/30%×（1-30%）
X=398.40kg/h
水量=398.40/2.6%×（1-2.6%）=14924.68kg/h
需2.6%的塔底漿液旋流分離液=398.40+14924.68=15323.08kg/h
30%漿液量=14924.68/（1-30%）=21320.97kg/h
2、脫硫塔底固體量
假設干脫硫產物中CaSO4.2H2O與CaSO3.1/2H2O質量比為0.92：0.01。
其摩爾比為：(0.92/172.17):(0.01/129.15)=69.01：1
1）CaSO4.2H2O生成量=56.43 ×172.17×69.01×(69.01+1)=9576.78kg/h
2）CaSO3.1/2H2O生成量=56.43 ×129.15×1×(69.01+1)=104.10kg/h
3）產物中未反應的CaCO3量=5761.04-56.43 ×100.09=112.96kg/h
4）雜質量=236.92kg/h
5）脫除下來的飛灰量=234 ×75%=175.50kg/h
脫硫塔底固體量=G CaSO4.2H2O+G CaSO3.1/2H2O+G CaCO3+G雜質+G飛灰
=9576.78+104.10+112.96+236.92+175.50=10206.26kg/h
組 分 質量流量kg/h W%
CaSO4.2H2O 9576.78 93.83
CaSO3.1/2H2O 104.10 1.02
CaCO3 112.96 1.11
雜質 236.92 2.32
飛灰 175.50 1.72
合計 10206.26 100
3、反應產物中結晶水量
1）CaSO4.2H2O中結晶水量=9576.78/172.17×2×18.02=2004.69kg/h
2）CaSO3.1/2H2O中結晶水量=104.10/129.15×1/2×18.02=7.26kg/h
反應產物中結晶水量為2004.69 + 7.26 = 2011.95kg/h
4、除霧器沖洗水
沖洗水噴淋密度？？（一小時沖洗一次，每次5分鍾）
除霧器沖洗水=
5、脫硫反應後塔底最終排出量
物料平衡以不補充新鮮水為條件。設一級旋流器入口漿液濃度為10.8%，下出口漿液濃度為50%，上出口漿液濃度為2.6%，則可算出下出口溶液量為進口量的17.3%；設二級旋流器下出口漿液濃度為20%，上出口漿液濃度為1.3%；真空皮帶過濾機固體損失率為0.9%，石膏含固率為90%。
設塔底漿液總流量為X kg/h，排入污水處理系統總流量為Y kg/h，則可列以下平衡方程式：
Y×1.3% + X×17.3%×50%=10206.26kg/h (1) (根據設定和固體物量平衡)
真空皮帶過濾物料平衡：

可求出石膏量為17.3%X×50%×（1-0.9%）/90%=0.09525 X
溢流量為17.3%X-0.09525X=0.07775X

根據設定及脫硫塔總物料平衡：
塔體輸入量：
煙氣量=1630224kg/h；氧化空氣量=15499.60kg/h；
石灰石漿液量=21320.97kg/h；除霧器沖洗水量=？？
真空皮帶過濾機溢流返塔量=0.07775X；
一級旋流器溢流返塔量=（1-17.3%）X=0.827X-15323.08
塔體輸出量：
煙氣量=1673374kg/h；塔底漿液流量=X kg/h；廢水流量=Y kg/h
則平衡方程式為：
1630224 + 15499.60 + 21320.97 + G沖洗水量 + 0.07775X + 0.827X-15323.08
=1673374 + X + Y => G沖洗水量-21652.51=0.09525X + Y (2)
若已知除霧器沖洗水量則可聯立方程式（1）和（2）求出X和Y。
假設除霧器沖洗水量為96000kg/h，則
X=108369 kg/h
Y=64025 kg/h
6、水平衡驗算
G煙氣出口帶出水 + G塔底排放漿液帶出自由水 + G脫硫產物最終帶出結晶水 -（ G煙氣入口帶入水 + G除霧器沖洗水 + G石灰石漿帶入水 + G返塔水量）=76007 + 108369×（1-10.8%）+ 2011.95 -（45983 + 96000 + 14924.68 + 17782.76）= -6.342

Cl-平衡計算

一、原始數據：
入塔煙氣量：1234496 Nm3/h（dry）× （1-0.5%）=1171113 Nm3/h
O2濃度：5.09%（空氣過量系數為1.32）
HCl濃度：60mg/Nm3（6%O2，空氣過量系數為1.4）
工藝水中Cl濃度為：464.16mg/L
二、氯平衡計算
1） 入塔氯化物量（以Cl為基準）：1.4/1.32 ×1171113 × 60 × 10-6=74.53kg/h
2） 工藝水帶入的氯化物量（以Cl為基準）：96000 × 464.16×10-6=44.56kg/h
假定吸收塔中Cl濃度為20000mg/L，吸收塔中溶液體積為

⑤ 脫硫脫硝的工藝有哪些

煙氣脫硫脫硝技術有PAFP、ACFP、軟錳礦法、電子束氨法、脈沖電暈法、石膏濕法、催化氧化法、微生物降解法等技術。

1.濕法煙氣脫硫技術：

優點：濕法煙氣脫硫技術為氣液反應，反應速度快，脫硫效率高，一般均高於90%，技術成熟，適用面廣。濕法脫硫技術比較成熟，生產運行安全可靠，在眾多的脫硫技術中，始終占據主導地位。

分類：常用的濕法煙氣脫硫技術有石灰石-石膏法、間接的石灰石-石膏法、檸檬吸收法等。

2.干法煙氣脫硫技術：

優點：干法煙氣脫硫技術為氣同反應，相對於濕法脫硫系統來說，設備簡單，佔地面積小、投資和運行費用較低、操作方便、能耗低、生成物便於處置、無污水處理系統等。

缺點：但反應速度慢，脫硫率低，先進的可達60-80%。但目前此種方法脫硫效率較低，吸收劑利用率低，磨損、結垢現象比較嚴重，在設備維護方面難度較大，設備運行的穩定性、可靠性不高，且壽命較短，限制了此種方法的應用。

分類：常用的干法煙氣脫硫技術有活性碳吸附法、電子束輻射法、荷電乾式吸收劑噴射法、金屬氧化物脫硫法等。

典型的干法脫硫系統是將脫硫劑(如石灰石、白雲石或消石灰)直接噴入爐內。以石灰石為例，在高溫下煅燒時，脫硫劑煅燒後形成多孔的氧化鈣顆粒，它和煙氣中的SO2反應生成硫酸鈣，達到脫硫的目的。

(5)脫硫廢水的含固量按多少設計擴展閱讀：

煙氣脫硫脫硝技術是應用於多氮氧化物、硫氧化物生成化工工業的一項鍋爐煙氣凈化技術。氮氧化物、硫氧化物是空氣污染的主要來源之一。故應用此項技術對環境空氣凈化益處頗多。

脫硫脫硝採用氧化吸收塔和鹼式吸收塔兩段工藝。氧化吸收塔是採用氧化劑HCIO3來氧化NO和SO2及有毒金屬，鹼式吸收塔則作為後續工藝採用Na2S及NaOH作為吸收劑，吸收殘余的鹼性氣體。該工藝去除率達95%以上。

氯酸是一種強酸，比硫酸酸性強，濃度為35%的氯酸溶液99%可發生解離。氯酸是一種強氧化劑，氧化電位受液相pH控制。在酸性介質條件下，氯酸的氧化性比高氯酸(HCIO4)還要強。

根據水泥窯氮氧化物的形成機理，水泥窯降氮減排的技術措施有兩大類：

一類是從源頭上治理。控制煅燒中生成NOx。其技術措施：採用低氮燃燒器；分解爐和管道內的分段燃燒，控制燃燒溫度；改變配料方案，採用礦化劑，降低熟料燒成溫度。

另一類是從末端治理。控制煙氣中排放的NOx，其技術措施：

「分級燃燒+SNCR」，國內已有試點；選擇性非催化還原法（SNCR），國內已有試點；③選擇性催化還原法（SCR），歐洲只有三條線實驗；SNCR/SCR聯合脫硝技術，國內水泥脫硝還沒有成功經驗；生物脫硝技術。

總之，國內開展水泥脫硝，尚屬探索示範階段，還未進行科學總結。各種設計工藝技術路線和裝備設施是否科學合理、運行可靠的脫硝效率、運行成本、水泥能耗、二次污染物排放有多少等都將經受實踐的檢驗。

⑥ 脫硫系統中需要補充水，這些補充水都來自哪裡

北極星大氣網訊：摘 要針對目前國內電廠石灰石-石膏濕法煙氣脫硫中脫硫石膏脫水的常見問題，進行原因分析，並根據分析結果提出可行的改造措施，對提高脫硫石膏的質量有一定的參考價值。

關鍵字：濕法脫硫；脫水；脫硫石膏

2.7 水平衡控制困難問題分析

串塔工藝系統是理想化的系統，即主要脫硫反應在一級塔，二級塔中去除少量 SO2及大部分粉塵，而二級塔產生的石膏則通過漿液流動，匯同一級塔產生的石膏一起，由一級塔統一打入脫水系統。系統中補充的工藝水，除了設備冷卻水等進入外，最大的加入水來自於除霧器沖洗水。XX 項目也是採用的上述工藝思路，但實際上，由於水蒸發主要發生在一級塔（一級塔進出口溫差大），而補水（除霧器沖洗水）最大量則發生在二級塔（二級塔進出口溫差基本為 0，所以蒸發出的水量很小），所以二級塔更容易出現水平衡控制困難問題。工藝設計文件顯示，吸收塔（即二級塔）設計液位比預洗塔（一級塔）僅僅高出 1.3m，而兩塔之間相距直線距離約 18m，聯通管道管徑 DN500，根據伯努利方程，

計算得出，聯通管道內石膏漿液的流速約為 5.1m/s，而吸收塔由於除霧器沖洗水量大（約 86m3/h），但蒸發量小（吸收塔進出口溫差小），所以吸收塔液位無法通過聯通管道快速調整好。同時，若吸收塔連續運行，其塔內漿液密度將隨著水量的增加而持續降低，將會影響石膏結晶，導致石膏脫水困難。

3 整改方案

針對 XX 電廠脫硫系統存在的問題，可通過以下改造進行降低石膏含水率：

3.1 新增石膏倒漿泵

有效增加兩塔間漿液的混合程度及速度，使兩塔漿液在短時間內充分混合，將整個脫硫系統的水平衡維持於正常水平，可有效解決石膏結晶困難的問題。本次技改為每個機組預洗塔和吸收塔分別設置 1 台倒漿泵，兩個機組共設置 4 台倒漿泵，倒漿泵為變頻泵，流量為 300m3/h。其中吸收塔倒漿泵放置於吸收塔旁原擴容排漿泵間，預洗塔倒漿泵放置於預洗塔石膏排除泵間。

3.2 更換石膏旋流器

進入石膏旋流器的石膏漿液含固量偏高、顆粒粒徑遠低於正常值，現有石膏旋流器已不能滿足要求，需要更換。目前現場共有 4 台石膏旋流器，其中，石膏旋流器 A/B 出力為 64.1m3/h，石膏旋流器 C/D 出力 130 m3/h。現更換石膏旋流器，並加大出力，更換後石膏旋流器 A/B 出力為 100m3/h，6 個旋流子，備用 1個旋流子；石膏旋流器 C/D 出力 150 m3/h，8 個旋流子，備用 1個旋流子。

3.3 更換濾布濾餅沖洗水泵

現共有 4 台濾布濾餅沖洗水泵，3 運 1 備，流量為 10.6m3/h。目前濾布濾餅沖洗噴嘴存在堵塞情況，致使濾布再生無法滿足要求，進而導致石膏脫水異常，這是由沖洗水泵流量過低造成的，因此需要對濾布濾餅沖洗水泵進行更換，提高沖洗水流量，將原有四台濾布沖洗水泵全部更換為 25m3/h，每兩台沖洗水泵對應一台皮帶機，按照 1 運 1 備方式運行。現濾布濾餅沖洗水箱有效容積為 3m3，容積不能滿足改造後要求，需要進行擴容改造，擴容後容積為 6m3。

⑦ 火電廠脫硫脫硝的脫硫工藝

工藝以石灰石漿作為洗滌吸收劑，整個脫硫過程分為兩個階段進行，即上迴路與下迴路。兩個階段合成在一個吸收塔內。石灰石漿可單獨引入上下迴路，煙氣沿切線方向進入吸收塔下迴路，被冷卻到煙氣飽和溫度，同時部分SO2被石灰石吸收生成石膏(CaSO4·2H2O)。冷卻的煙氣進入吸收塔上迴路的噴霧區，經充分洗滌，達到SO2的最大吸收率，SO2轉化為亞硫酸鈣，經空氣氧化後最終吸收產物為硫酸鈣晶體(石膏)漿液，含固量為15%。經脫水後，可根據應用要求形成商用石膏或拋棄型石膏。
DLWS工藝的特點是上下迴路的PH值分別控制，上迴路PH值(5.8-6.5)較高使SO2的去除率達到最大，下迴路的PH值(4-5)較低，使石灰石易於溶解，吸收劑利用率提高，成本降低。系統脫硫效率可達95%。 SDA脫硫工藝以Ca(OH)2漿液作脫硫吸收劑，通過離心轉盤式霧化器或氣流式霧化噴嘴使吸收劑在噴霧乾燥吸收器內霧化。熱煙氣進入吸收器與霧化劑吸收接觸後，同時發生三種傳熱傳質過程;
① 酸性氣體從氣相進入液滴的傳質過程;
② 被吸收酸性氣體與溶解的Ca(OH)2發生化學反應;
③ 液滴內水分的蒸發。
吸收乾燥後的產物(主要是CaSO3.1/2H2O)與飛灰一起收集在吸收器的底部或集塵器中。SDA工藝在理想的工況條件下，脫硫效率可達80%-90%。其特點是副產物為固態，沒有廢水產生。但吸收劑Ca(OH)2價格較高，運行成本不低。 LIFAC干法煙氣脫硫工藝採用石灰石粉作為SO2吸收劑。其脫硫過程分為兩個階段：
第一階段是爐內脫硫，石灰石粉由氣力噴入爐膛內850-1150℃區域，石灰石粉分解成CaO和CO2，部分CaO和煙氣中的部分SO2反應生產CaSO4;
第二階段活化器內脫硫，熱煙氣進入活化器霧化增濕，使煙氣中未反應的CaO水合生成Ca(OH)2。同時，部分CaSO3氧化為CaSO4。脫硫灰中未完全反應的CaO，可通過部分脫硫灰返回活化器再循環加以利用，以提高吸收劑的利用率。LIFAC的脫硫效率為60%-85%。
LIFAC工藝的特點是綜合了爐內脫硫和噴霧乾燥脫硫的優點，工藝較為簡單，維護方便。但石灰石需加工成40μm以下的粉體，運行費用較高。

⑧ 脫硫廢水零排放存在問題如何解決

目前，國內外已建成數十個火電廠脫硫廢水零排放工程，運行成本高、結晶鹽回固廢難處理是該類工答程投運後面臨的主要問題。LTLD研究所通過研究脫硫廢水水質特點，提出優化的脫硫廢水零排放解決方案，很好的解決了該類項目面臨的問題。
以廉價的Na2SO4替代傳統軟化工藝中的Na2CO3，使脫硫廢水零排放軟化預處理葯劑成本僅為傳統軟化工藝的39.2%。
軟化預處理採用兩級軟化澄清工藝，使處理後廢水中的鈣離子濃度低於8mg/L，保障了後續蒸發結晶系統清洗除垢周期不低於10個月。
通過控制結晶操作點，系統只產出工業級高純度氯化鈉結晶鹽，不僅使結晶鹽具有附加經濟效益，還免除了混合鹽作為固廢處置的成本，與產出混合鹽的脫硫廢水零排放方案相比，僅結晶鹽處置費用就可節省運行成本27.9元/噸廢水。
通過對脫硫廢水零排放預處理和蒸發結晶工藝的優化設計，使運行成本降低至：預處理28.5元/噸廢水、蒸發結晶4.5元/噸廢水，總運行成本33元/噸廢水。與常規脫硫廢水零排放工藝相比，經濟效益十分顯著。
希望能夠幫助到您。

⑨ 脫硫廢水處理方案

脫硫廢水成分復雜，水中有機物成分復雜，硬度高、含鹽量高、腐蝕性強，色度高，使用常規工藝無法得到很好的處理。因此在脫硫廢水預處理中，添加脫硫廢水脫色劑將原水的PH適用范圍廣（PH7.5～9），最適合微鹼性。在反應箱加入脫硫廢水脫色。在絮凝箱絮凝沉澱，加入助凝劑增強絮凝效果，實現污泥和上清液的分離，上清液自流至清水箱合格後排入工業廢水處理系統或回用，污泥由輸送泵輸送至壓濾機脫水，形成泥餅外運。
脫硫廢水脫色劑使用過程中，會產生絮凝體密度大，易溶於水，污泥少，且無懸浮固體，不會堵塞加葯設備和管道，用於廢水處理可直接投加或稀釋後，無二次污染。在水中易溶解，可形成多核絡合物使水中顆粒膠體、微粒懸浮物質聚合在一起長大，形成體積大、密度高、沉降快的絮凝體，從而達到固液分離，上清液清澈。