脱硫废水的含固量按多少设计

① 热电厂废水有什么特点

热电厂排水之所以是废水不是污水，那就说明了它的水质受到的污染不是很严重
热电厂的废水主要是水的温度升高了，因为，热电厂的排水都是些冷却水，至于主要成分么，和进水水质相差不大，一是水中的溶解气体减少了，还有一个就是为了防止结垢而加的阻垢剂，此剂量很小。

主要成分:此类废水中含有大量的悬浮固体、灰份 及高含量的盐份和部分有机物
处理实例如下：
首先用微滤除 去水中的全部悬浮颗粒，质量分数为99%的BOD、98%的COD、73%的总氮和17%的总磷，同时将 水中的菌落总数降到3～4个/L，然后加酸降低pH以除去CO2，最后再经NF脱盐，达到锅 炉用水的质量。澳大利亚太平洋热电厂的Eraring发电站目前已用NF对此类废水进行处理， 每天处理1 000～15 000 m3废水，既减轻了市政供水系统的负荷，每年又可为热电厂节约 操作费用80万美元。该热电厂准备扩大发电规模，用水量也相应增大，估计到2010年，处理 此类废水量将达5 000 m3/d，效益极其可观。

② 脱硫除尘器的废水怎么处理

脱硫废水包括废水处理、加药、污泥处理3个分系统。废水通过管路流入中和箱版，同时权按比例加入制备合格的石灰浆液，将中和箱pH调整到9.2+0.3，此pH范围适合大多数重金属离子的沉淀。并非所有重金属可通过与石灰浆作用形成很好的沉淀，其中主要是镉和汞。因此，需要在沉降箱中按比例加入重金属沉淀剂有机硫化物(TMTl5)。为了提高沉降效果，需向絮凝箱中按比例加入絮凝剂硫酸氯化铁(FeC1SO)，使氢氧化物、化合物及其它固形物从废水中沉淀出来。为了让絮凝后的废水中产生的细小矾花积聚成大颗粒，以便于废水进入澄清池后更快的沉降，在絮凝箱出口管路上添加助凝剂聚丙烯酰胺(PAM)。加药混合反应后的废水在重力作用下流入澄清池，进行固液分离。澄清池出水在出水箱中通过添加HC1将pH调整为标准要求的范围(6～9)内排放。为了促进反应和后续反应箱中絮凝粒子的形成，在中和箱中加入澄清池中回流的少量恒定量的接触泥浆。剩余污泥周期性地利用高压偏心螺杆给料泵输送至板框压滤机进行脱水处理，泥饼外运。

③ 氨法脱硫的关键数据

明晟环保:化肥装置氨源及其在氨法脱硫上的使用特点

1液氨

液氨运输及储存便利,通常将气态的氨气通过加压或冷却得到液态氨。氨易溶于水,溶于水后形成碱性溶液。液氨(气氨)管理要求高。用于脱硫时,其管道及相应的贮槽应按压力等级设计并有防爆措施。但因其含量高运输成本低,液氨是长距离外购脱硫剂的首选方案。

2 氨水

氨水为无色透明的液体,是不燃烧、无危险的液体。

2.1稀氨水

稀氨水一般由废氨水提浓或液氨稀释而来,质量相对较好,可以直接使用。

2.2废氨水

化肥企业废氨水来源:

1)合成氨系统废氨水来源

铜洗再生工序产生的含氨废水;回收塔用软水或稀氨水回收下来的氨水,脱除有机硫过程中产生的低压变换冷凝液和含氨废水等。

2 )氮肥(氨加工)废氨水来源

(NH4)2·CO3生产废水主要是尾气洗涤塔产生的含氨废水;尿素生产废水主要是蒸馏和蒸发工序的解吸液和冷凝液即含氨废水;NH4NO3生产废水主要是真空蒸发工序生产的含氨废水。

目前,化肥企业的含氨废水一般送尿素解吸或新增氨回收塔进行提浓回收。进行回收需要增加能耗和操作费用。

废氨水浓度一般较低,高的一般也不超过5%,所以当用废氨水脱硫时要注意装置的水平衡,水过量时须搭配使用高浓度的氨。

3 .NH4HCO3

一般是由氨与二氧化碳化合而成,曾是氮肥的主要品种,目前仍是中小氮肥厂重要产品。

NH4HCO3可分解为氨与二氧化碳,可作为脱硫剂。在使用碳铵作脱硫剂时,需配置将碳铵溶解的装置然后将碳铵泵入脱硫系统。因碳铵在脱硫过程中有气体二氧化碳生成,所以碳铵的加入点要有防泡沫措施。

4. 尿素

尿素用液氨和二氧化碳为原料合成尿素。尿素在水的作用下分解成氨和二氧化碳,可以作脱硫剂使用。

尿素做脱硫剂也需配置溶解装置。然后将溶液泵入脱硫系统。同样其水解过程中有气体二氧化碳生成,所以其加入点也应要有防泡沫措施。

5 化肥企业使用氨法烟气脱硫的优势

化肥企业特别是氮肥厂皆有上述的含氨脱硫剂,采用氨法技术进行锅炉烟气脱硫,可直接利用氨甚至废氨水回收烟气中的SO2制成(NH4)2SO4肥料,在厂内即可实现废物的综合利用,以废治废、变废为宝。

另外,氨法脱硫属化工技术,化肥企业的操作人员和管理人员容易掌握。

④ 脱硫系统中硫的物料平衡怎么算啊 求高手解答 急急急！！！

湿法脱硫系统物料平衡

一、 计算基础数据
（） 待处理烟气
烟气量：1234496Nm3/h（wet）、1176998 Nm3/h（dry）
烟气温度：114℃
烟气中SO2浓度：3600mg/Nm3
烟气组成：
组 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)
飞灰 200
石灰石浓度：96.05%

二、 平衡计算
（1）原烟气组成计算
组 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
飞灰 200（dry） 235
合计 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）烟气量计算
1、①→②（增压风机出口 → GGH出口）：
取GGH的泄漏率为0.5%，则GGH出口总烟气量为1234496 Nm3/h×（1-0.5%）=1228324Nm3/h=1629634kg/h
泄漏后烟气组分不变，但其质量分别减少了0.5%，见下表。
温度为70℃。
组 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
飞灰 200 234
合计 1630224 54816.21

2、⑥→⑦（氧化空气）：
假设脱硫塔设计脱硫率为95.7%，即脱硫塔出口二氧化硫流量为3778×（1-95.7%）=163 kg/h，二氧化硫脱除量=（3778-163）/64.06=56.43kmol/h。
取O/S=4
需空气量=56.43×4/2/0.21=537.14kmol/h×28.86（空气分子量）=15499.60kg/h，约12000Nm3/h。
其中氧气量为537.14 kmol/h×0.21=112.80 kmol/h×32=3609.58kg/h
氮气量为537.14 kmol/h×0.79=424.34 kmol/h×28.02=11890.02kg/h。
氧化空气进口温度为20℃，进塔温度为80℃。
3、②→③（GGH出口→脱硫塔出口）：
烟气蒸发水量计算：
1）假设烟气进塔温度为70℃，在塔内得到充分换热，出口温度为40℃。由物性数据及烟气中的组分，可计算出进口烟气的比热约为0.2536kcal/kg.℃，Cp（40℃）=0.2520 kcal/kg.℃。
Cp烟气=（0.2536+0.2520）/2=0.2528 kcal/kg.℃
氧化空气进口温度为80℃，其比热约为0.2452 kcal/kg.℃，Cp（40℃）=0.2430kcal/kg.℃。
Cp空气=（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
烟气蒸发水量=[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℃水蒸汽饱和蒸汽压=0.00737MPa。
烟气总压102000Pa。
40℃烟气饱和水蒸汽含量=0.00737/0.102=7.23%
根据以上计算，假设温度下烟气蒸发水量及原烟气含水量之和小于40℃烟气饱和水蒸汽含量。因此，实际出口温度小于40℃。
2）假设出口温度为35℃
烟气蒸发水量=[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℃水蒸汽饱和蒸汽压=0.00562MPa。
35℃烟气饱和水蒸汽含量=0.00562/0.102=5.51%
根据以上计算，假设温度下烟气蒸发水量及原烟气含水量之和大于35℃烟气饱和水蒸汽含量。
因此，实际出口温度大于35℃，取38.5℃，则烟气蒸发水量为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℃水蒸汽饱和蒸汽压=0.00684MPa。
38.5℃烟气饱和水蒸汽含量=0.00684/0.102=6.71%
根据上述计算结果可知，脱硫塔出口温度为38.5℃。

3）反应产生的二氧化碳量
GCO2= 44.01×56.43kmol/h=2483.48kg/h
4）烟气中夹带水量
按烟气总质量的0.005计，夹带量=1630224kg/h × 0.005=8151.12kg/h
5）脱硫塔出口烟气组分

组 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
飞灰 234×（1-75%）=58.5
合计 1673374 56957.91
总烟气量 1275857Nm3/h

4、③→④（脱硫塔出口→GGH出口）：
在此过程中新增了原烟气泄漏的0.5%烟气。
组 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
飞灰 58.5+235×0.5%=59.7
合计 1681730 57233.19
总烟气量 1282023

5、④→⑤（GGH出口→烟囱进口）：
这一过程烟气量及性质基本不变。

（3）脱硫液及石膏的平衡
CaSO4.2H2O分子量为：172.17
CaSO3.1/2H2O分子量为：129.15
CaCO3分子量为：100.09
1、脱硫剂的需求量
1） 烟气中SO2脱除量=56.43kmol/h
2） 需纯的石灰石量=56.43 kmol/h
3） 考虑到溶液循环过程中的损失，需加入的石灰石量为=（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：杂质量=5997.96×0.0395=236.92kg/h
5） 如使用工业水制备30%含固量浆液需水量：
5997.96kg/h/0.3×0.7=13995.24kg/h
6）如使用2.6%含固量的脱硫反应塔塔底浆液旋流分离液制备30%含固量浆液需水量为：
设2.6%含固量旋流分离液的固体物量为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%的塔底浆液旋流分离液=398.40+14924.68=15323.08kg/h
30%浆液量=14924.68/（1-30%）=21320.97kg/h
2、脱硫塔底固体量
假设干脱硫产物中CaSO4.2H2O与CaSO3.1/2H2O质量比为0.92：0.01。
其摩尔比为：(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）产物中未反应的CaCO3量=5761.04-56.43 ×100.09=112.96kg/h
4）杂质量=236.92kg/h
5）脱除下来的飞灰量=234 ×75%=175.50kg/h
脱硫塔底固体量=G CaSO4.2H2O+G CaSO3.1/2H2O+G CaCO3+G杂质+G飞灰
=9576.78+104.10+112.96+236.92+175.50=10206.26kg/h
组 分 质量流量kg/h W%
CaSO4.2H2O 9576.78 93.83
CaSO3.1/2H2O 104.10 1.02
CaCO3 112.96 1.11
杂质 236.92 2.32
飞灰 175.50 1.72
合计 10206.26 100
3、反应产物中结晶水量
1）CaSO4.2H2O中结晶水量=9576.78/172.17×2×18.02=2004.69kg/h
2）CaSO3.1/2H2O中结晶水量=104.10/129.15×1/2×18.02=7.26kg/h
反应产物中结晶水量为2004.69 + 7.26 = 2011.95kg/h
4、除雾器冲洗水
冲洗水喷淋密度？？（一小时冲洗一次，每次5分钟）
除雾器冲洗水=
5、脱硫反应后塔底最终排出量
物料平衡以不补充新鲜水为条件。设一级旋流器入口浆液浓度为10.8%，下出口浆液浓度为50%，上出口浆液浓度为2.6%，则可算出下出口溶液量为进口量的17.3%；设二级旋流器下出口浆液浓度为20%，上出口浆液浓度为1.3%；真空皮带过滤机固体损失率为0.9%，石膏含固率为90%。
设塔底浆液总流量为X kg/h，排入污水处理系统总流量为Y kg/h，则可列以下平衡方程式：
Y×1.3% + X×17.3%×50%=10206.26kg/h (1) (根据设定和固体物量平衡)
真空皮带过滤物料平衡：

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

根据设定及脱硫塔总物料平衡：
塔体输入量：
烟气量=1630224kg/h；氧化空气量=15499.60kg/h；
石灰石浆液量=21320.97kg/h；除雾器冲洗水量=？？
真空皮带过滤机溢流返塔量=0.07775X；
一级旋流器溢流返塔量=（1-17.3%）X=0.827X-15323.08
塔体输出量：
烟气量=1673374kg/h；塔底浆液流量=X kg/h；废水流量=Y kg/h
则平衡方程式为：
1630224 + 15499.60 + 21320.97 + G冲洗水量 + 0.07775X + 0.827X-15323.08
=1673374 + X + Y => G冲洗水量-21652.51=0.09525X + Y (2)
若已知除雾器冲洗水量则可联立方程式（1）和（2）求出X和Y。
假设除雾器冲洗水量为96000kg/h，则
X=108369 kg/h
Y=64025 kg/h
6、水平衡验算
G烟气出口带出水 + G塔底排放浆液带出自由水 + G脱硫产物最终带出结晶水 -（ G烟气入口带入水 + G除雾器冲洗水 + G石灰石浆带入水 + G返塔水量）=76007 + 108369×（1-10.8%）+ 2011.95 -（45983 + 96000 + 14924.68 + 17782.76）= -6.342

Cl-平衡计算

一、原始数据：
入塔烟气量：1234496 Nm3/h（dry）× （1-0.5%）=1171113 Nm3/h
O2浓度：5.09%（空气过量系数为1.32）
HCl浓度：60mg/Nm3（6%O2，空气过量系数为1.4）
工艺水中Cl浓度为：464.16mg/L
二、氯平衡计算
1） 入塔氯化物量（以Cl为基准）：1.4/1.32 ×1171113 × 60 × 10-6=74.53kg/h
2） 工艺水带入的氯化物量（以Cl为基准）：96000 × 464.16×10-6=44.56kg/h
假定吸收塔中Cl浓度为20000mg/L，吸收塔中溶液体积为

⑤ 脱硫脱硝的工艺有哪些

烟气脱硫脱硝技术有PAFP、ACFP、软锰矿法、电子束氨法、脉冲电晕法、石膏湿法、催化氧化法、微生物降解法等技术。

1.湿法烟气脱硫技术：

优点：湿法烟气脱硫技术为气液反应，反应速度快，脱硫效率高，一般均高于90%，技术成熟，适用面广。湿法脱硫技术比较成熟，生产运行安全可靠，在众多的脱硫技术中，始终占据主导地位。

分类：常用的湿法烟气脱硫技术有石灰石-石膏法、间接的石灰石-石膏法、柠檬吸收法等。

2.干法烟气脱硫技术：

优点：干法烟气脱硫技术为气同反应，相对于湿法脱硫系统来说，设备简单，占地面积小、投资和运行费用较低、操作方便、能耗低、生成物便于处置、无污水处理系统等。

缺点：但反应速度慢，脱硫率低，先进的可达60-80%。但目前此种方法脱硫效率较低，吸收剂利用率低，磨损、结垢现象比较严重，在设备维护方面难度较大，设备运行的稳定性、可靠性不高，且寿命较短，限制了此种方法的应用。

分类：常用的干法烟气脱硫技术有活性碳吸附法、电子束辐射法、荷电干式吸收剂喷射法、金属氧化物脱硫法等。

典型的干法脱硫系统是将脱硫剂(如石灰石、白云石或消石灰)直接喷入炉内。以石灰石为例，在高温下煅烧时，脱硫剂煅烧后形成多孔的氧化钙颗粒，它和烟气中的SO2反应生成硫酸钙，达到脱硫的目的。

(5)脱硫废水的含固量按多少设计扩展阅读：

烟气脱硫脱硝技术是应用于多氮氧化物、硫氧化物生成化工工业的一项锅炉烟气净化技术。氮氧化物、硫氧化物是空气污染的主要来源之一。故应用此项技术对环境空气净化益处颇多。

脱硫脱硝采用氧化吸收塔和碱式吸收塔两段工艺。氧化吸收塔是采用氧化剂HCIO3来氧化NO和SO2及有毒金属，碱式吸收塔则作为后续工艺采用Na2S及NaOH作为吸收剂，吸收残余的碱性气体。该工艺去除率达95%以上。

氯酸是一种强酸，比硫酸酸性强，浓度为35%的氯酸溶液99%可发生解离。氯酸是一种强氧化剂，氧化电位受液相pH控制。在酸性介质条件下，氯酸的氧化性比高氯酸(HCIO4)还要强。

根据水泥窑氮氧化物的形成机理，水泥窑降氮减排的技术措施有两大类：

一类是从源头上治理。控制煅烧中生成NOx。其技术措施：采用低氮燃烧器；分解炉和管道内的分段燃烧，控制燃烧温度；改变配料方案，采用矿化剂，降低熟料烧成温度。

另一类是从末端治理。控制烟气中排放的NOx，其技术措施：

“分级燃烧+SNCR”，国内已有试点；选择性非催化还原法（SNCR），国内已有试点；③选择性催化还原法（SCR），欧洲只有三条线实验；SNCR/SCR联合脱硝技术，国内水泥脱硝还没有成功经验；生物脱硝技术。

总之，国内开展水泥脱硝，尚属探索示范阶段，还未进行科学总结。各种设计工艺技术路线和装备设施是否科学合理、运行可靠的脱硝效率、运行成本、水泥能耗、二次污染物排放有多少等都将经受实践的检验。

⑥ 脱硫系统中需要补充水，这些补充水都来自哪里

北极星大气网讯：摘 要针对目前国内电厂石灰石-石膏湿法烟气脱硫中脱硫石膏脱水的常见问题，进行原因分析，并根据分析结果提出可行的改造措施，对提高脱硫石膏的质量有一定的参考价值。

关键字：湿法脱硫；脱水；脱硫石膏

2.7 水平衡控制困难问题分析

串塔工艺系统是理想化的系统，即主要脱硫反应在一级塔，二级塔中去除少量 SO2及大部分粉尘，而二级塔产生的石膏则通过浆液流动，汇同一级塔产生的石膏一起，由一级塔统一打入脱水系统。系统中补充的工艺水，除了设备冷却水等进入外，最大的加入水来自于除雾器冲洗水。XX 项目也是采用的上述工艺思路，但实际上，由于水蒸发主要发生在一级塔（一级塔进出口温差大），而补水（除雾器冲洗水）最大量则发生在二级塔（二级塔进出口温差基本为 0，所以蒸发出的水量很小），所以二级塔更容易出现水平衡控制困难问题。工艺设计文件显示，吸收塔（即二级塔）设计液位比预洗塔（一级塔）仅仅高出 1.3m，而两塔之间相距直线距离约 18m，联通管道管径 DN500，根据伯努利方程，

计算得出，联通管道内石膏浆液的流速约为 5.1m/s，而吸收塔由于除雾器冲洗水量大（约 86m3/h），但蒸发量小（吸收塔进出口温差小），所以吸收塔液位无法通过联通管道快速调整好。同时，若吸收塔连续运行，其塔内浆液密度将随着水量的增加而持续降低，将会影响石膏结晶，导致石膏脱水困难。

3 整改方案

针对 XX 电厂脱硫系统存在的问题，可通过以下改造进行降低石膏含水率：

3.1 新增石膏倒浆泵

有效增加两塔间浆液的混合程度及速度，使两塔浆液在短时间内充分混合，将整个脱硫系统的水平衡维持于正常水平，可有效解决石膏结晶困难的问题。本次技改为每个机组预洗塔和吸收塔分别设置 1 台倒浆泵，两个机组共设置 4 台倒浆泵，倒浆泵为变频泵，流量为 300m3/h。其中吸收塔倒浆泵放置于吸收塔旁原扩容排浆泵间，预洗塔倒浆泵放置于预洗塔石膏排除泵间。

3.2 更换石膏旋流器

进入石膏旋流器的石膏浆液含固量偏高、颗粒粒径远低于正常值，现有石膏旋流器已不能满足要求，需要更换。目前现场共有 4 台石膏旋流器，其中，石膏旋流器 A/B 出力为 64.1m3/h，石膏旋流器 C/D 出力 130 m3/h。现更换石膏旋流器，并加大出力，更换后石膏旋流器 A/B 出力为 100m3/h，6 个旋流子，备用 1个旋流子；石膏旋流器 C/D 出力 150 m3/h，8 个旋流子，备用 1个旋流子。

3.3 更换滤布滤饼冲洗水泵

现共有 4 台滤布滤饼冲洗水泵，3 运 1 备，流量为 10.6m3/h。目前滤布滤饼冲洗喷嘴存在堵塞情况，致使滤布再生无法满足要求，进而导致石膏脱水异常，这是由冲洗水泵流量过低造成的，因此需要对滤布滤饼冲洗水泵进行更换，提高冲洗水流量，将原有四台滤布冲洗水泵全部更换为 25m3/h，每两台冲洗水泵对应一台皮带机，按照 1 运 1 备方式运行。现滤布滤饼冲洗水箱有效容积为 3m3，容积不能满足改造后要求，需要进行扩容改造，扩容后容积为 6m3。

⑦ 火电厂脱硫脱硝的脱硫工艺

工艺以石灰石浆作为洗涤吸收剂，整个脱硫过程分为两个阶段进行，即上回路与下回路。两个阶段合成在一个吸收塔内。石灰石浆可单独引入上下回路，烟气沿切线方向进入吸收塔下回路，被冷却到烟气饱和温度，同时部分SO2被石灰石吸收生成石膏(CaSO4·2H2O)。冷却的烟气进入吸收塔上回路的喷雾区，经充分洗涤，达到SO2的最大吸收率，SO2转化为亚硫酸钙，经空气氧化后最终吸收产物为硫酸钙晶体(石膏)浆液，含固量为15%。经脱水后，可根据应用要求形成商用石膏或抛弃型石膏。
DLWS工艺的特点是上下回路的PH值分别控制，上回路PH值(5.8-6.5)较高使SO2的去除率达到最大，下回路的PH值(4-5)较低，使石灰石易于溶解，吸收剂利用率提高，成本降低。系统脱硫效率可达95%。 SDA脱硫工艺以Ca(OH)2浆液作脱硫吸收剂，通过离心转盘式雾化器或气流式雾化喷嘴使吸收剂在喷雾干燥吸收器内雾化。热烟气进入吸收器与雾化剂吸收接触后，同时发生三种传热传质过程;
① 酸性气体从气相进入液滴的传质过程;
② 被吸收酸性气体与溶解的Ca(OH)2发生化学反应;
③ 液滴内水分的蒸发。
吸收干燥后的产物(主要是CaSO3.1/2H2O)与飞灰一起收集在吸收器的底部或集尘器中。SDA工艺在理想的工况条件下，脱硫效率可达80%-90%。其特点是副产物为固态，没有废水产生。但吸收剂Ca(OH)2价格较高，运行成本不低。 LIFAC干法烟气脱硫工艺采用石灰石粉作为SO2吸收剂。其脱硫过程分为两个阶段：
第一阶段是炉内脱硫，石灰石粉由气力喷入炉膛内850-1150℃区域，石灰石粉分解成CaO和CO2，部分CaO和烟气中的部分SO2反应生产CaSO4;
第二阶段活化器内脱硫，热烟气进入活化器雾化增湿，使烟气中未反应的CaO水合生成Ca(OH)2。同时，部分CaSO3氧化为CaSO4。脱硫灰中未完全反应的CaO，可通过部分脱硫灰返回活化器再循环加以利用，以提高吸收剂的利用率。LIFAC的脱硫效率为60%-85%。
LIFAC工艺的特点是综合了炉内脱硫和喷雾干燥脱硫的优点，工艺较为简单，维护方便。但石灰石需加工成40μm以下的粉体，运行费用较高。

⑧ 脱硫废水零排放存在问题如何解决

目前，国内外已建成数十个火电厂脱硫废水零排放工程，运行成本高、结晶盐回固废难处理是该类工答程投运后面临的主要问题。LTLD研究所通过研究脱硫废水水质特点，提出优化的脱硫废水零排放解决方案，很好的解决了该类项目面临的问题。
以廉价的Na2SO4替代传统软化工艺中的Na2CO3，使脱硫废水零排放软化预处理药剂成本仅为传统软化工艺的39.2%。
软化预处理采用两级软化澄清工艺，使处理后废水中的钙离子浓度低于8mg/L，保障了后续蒸发结晶系统清洗除垢周期不低于10个月。
通过控制结晶操作点，系统只产出工业级高纯度氯化钠结晶盐，不仅使结晶盐具有附加经济效益，还免除了混合盐作为固废处置的成本，与产出混合盐的脱硫废水零排放方案相比，仅结晶盐处置费用就可节省运行成本27.9元/吨废水。
通过对脱硫废水零排放预处理和蒸发结晶工艺的优化设计，使运行成本降低至：预处理28.5元/吨废水、蒸发结晶4.5元/吨废水，总运行成本33元/吨废水。与常规脱硫废水零排放工艺相比，经济效益十分显著。
希望能够帮助到您。

⑨ 脱硫废水处理方案

脱硫废水成分复杂，水中有机物成分复杂，硬度高、含盐量高、腐蚀性强，色度高，使用常规工艺无法得到很好的处理。因此在脱硫废水预处理中，添加脱硫废水脱色剂将原水的PH适用范围广（PH7.5～9），最适合微碱性。在反应箱加入脱硫废水脱色。在絮凝箱絮凝沉淀，加入助凝剂增强絮凝效果，实现污泥和上清液的分离，上清液自流至清水箱合格后排入工业废水处理系统或回用，污泥由输送泵输送至压滤机脱水，形成泥饼外运。
脱硫废水脱色剂使用过程中，会产生絮凝体密度大，易溶于水，污泥少，且无悬浮固体，不会堵塞加药设备和管道，用于废水处理可直接投加或稀释后，无二次污染。在水中易溶解，可形成多核络合物使水中颗粒胶体、微粒悬浮物质聚合在一起长大，形成体积大、密度高、沉降快的絮凝体，从而达到固液分离，上清液清澈。