一种零排放废水的脱硫工艺及装置的制作方法

本发明涉及大气污染控制及废水处理技术领域，具体涉及一种零排放废水的脱硫工艺。

背景技术：

我国是世界上最大的煤炭生产国和消费国，煤炭在我国的能源结构中仍占很大比例。多年以来，我国一次能源消费总量中煤炭占75％以上，预计在未来10年中煤炭仍将占能源消费总量的70％左右，在今后相当长的时期内，以煤为主的能源供应与消耗格局不会改变。以煤炭为主的能源消耗结构是引起我国污染日趋严重的最重要原因。

燃煤电厂脱硫技术大多数采用石灰石-石膏法烟气脱硫技术，具有脱硫效率高、运行可靠、适应范围广、技术成熟等优势。石灰石-石膏法脱硫工艺为了维持脱硫系统的正常运行及副产物石膏的品质，需控制脱硫浆液中的氯离子和粉尘含量，因此必须从脱硫系统中外排大量的脱硫废水。该部分的脱硫废水具有高ss，高盐含量，高硬度，较低的ph值和一定的重金属含量，直接排放将对环境造成严重危害，因此脱硫废水需进行处理。外排的石膏含有一定量的粉尘，造成石膏脱水困难，石膏含水率增加，石膏品质低，影响石膏的经济性价值。

目前国内多数燃煤电厂净化脱硫废水通过常规的脱硫系统吸收烟气中的so2和hcl后外排的脱硫废水采用的常规处理方式是中和、沉降、絮凝处理工艺，即采用三联箱加碱、有机硫、铁盐、pam的凝聚澄清处理工艺。该工艺能够去除脱硫废水中对环境危害较大的重金属等有害物质和悬浮物，但不能去除氯离子，处理出水为高含盐废水，具有强腐蚀性，无法回收利用。排入自然水系后还会影响环境，潜在环境风险高。

脱硫废水零排放工艺已经取得了一定的工程应用，公开号cn207062073u一种脱硫废水和污泥零排放系统，通过常规的脱硫系统吸收烟气中的so2和hcl后外排脱硫废水经过预处理、软化、浓缩后蒸发结晶。该工艺处理的脱硫废水量大，软化消耗的药剂量高，含有重金属和粉尘的污泥返回塔内，产物为杂盐。因此脱硫浆液中的重金属和粉尘浓度会进一步的累积影响石膏脱水率和石膏的品质，同时杂盐也无法被利用。

公开号cn106587225a一种脱硫废水的零排放工艺，通过常规的脱硫系统吸收烟气中的so2和hcl后外排脱硫废水经过雾化后喷入烟道内蒸发，废水中的盐分、不溶物与飞灰一起被除尘器捕集。烟气中的粉尘含量一般为20g/nm³，氯化氢含量为50mg/nm³，该部分的氯化氢最终以盐分的形式混合在飞灰中，因此飞灰中的氯含量为0.25％。飞灰用于制备粉煤灰硅酸盐水泥，水泥中氯含量需控制在0.06％以下，而采用脱硫废水烟道蒸发后混有脱硫废水盐分的飞灰将无法被利用。

公开号cn105110521a一种脱硫废水的循环利用方法，石灰石-石膏法脱硫工艺吸收烟气中的so2和hcl后外排脱硫废水经过预处理沉降和超滤除去悬浮物、树脂软化、纳滤后进入双极膜制碱返回吸收塔，酸厂区重新利用。该工艺处理的脱硫废水量大，软化消耗的药剂量高，由于直接采用树脂软化，再生将产生大量的氯化钙，氯化镁等废液，该工艺将脱硫废水中的钙镁离子转移至树脂再生废水。同时钙法吸收二氧化硫的脱硫体系中加入氢氧化钠补充了大量的阳离子将影响脱硫剂石灰石的溶出，提高了浆液的密度，影响脱硫稳定及石膏的品质。

上述专利都在燃煤锅炉上取得了一定范围的应用，但仍存在一定的问题，影响粉煤灰的品质和脱硫系统的稳定性，烟气中的氯化氢通过脱硫系统协同吸收增加了脱硫系统的外排水量，增加了后续废水软化的成本，烟气中的粉尘影响脱硫产物石膏的品质及含水率，脱硫废水中的离子转移至其他水体中等。为此开发一种零排放废水的脱硫工艺，使脱硫废水实现零排放且产物资源化利用的工艺具有较广的应用前景。

技术实现要素：

本发明提供一种零排放脱硫废水的脱硫工艺，在除尘器后、进入常规脱硫塔前将烟气中的粉尘、hcl去除，提高脱硫产物石膏的品质，外排废水减量处理并且使减量后的废水制备成回用的酸和碱。

一种零排放脱硫废水的脱硫工艺，烟气经除尘器除尘后送入脱硫塔进行脱硫，对除尘后且进入脱硫塔之间的烟气进行循环喷淋洗涤，循环喷淋洗涤的吸收液ph值控制在1～4，吸收烟气中的氯化氢。

优选地，循环喷淋洗涤过程中吸收液的ph值通过添加氢氧化钠溶液调节。

吸收液ph值控制在1～4，只吸收烟气中的氯化氢而不吸收烟气中的二氧化硫，氯化氢的循环喷淋，可由清水启动，吸收烟气中的氯化氢后ph值迅速降低，为控制ph值在1～4，可向循环吸收液中添加氢氧化钠溶液，氢氧化钠溶液的添加比例为nhcl:nnaoh＝0.5～1.5。

本发明适用的脱硫工艺可以为石灰石-石膏法脱硫工艺、石灰-石膏法脱硫工艺、镁法脱硫工艺等脱硫工艺。

优选地，吸收剂通过喷淋层循环喷淋的方式吸收烟气中的氯化氢，喷淋层数为2～5层，每层喷淋层液气比控制为1～5。

吸收液经过喷淋层雾化后粒径d50控制在50～500μm。

脱硫工艺运行过程中通过外排脱硫废水控制脱硫浆液中的氯离子含量，浆液中的氯离子含量控制在5000～30000mg/l；外排石膏脱水产生的滤液用于脱硫浆液的制备和除雾器冲洗，通过补充工艺水来维持脱硫工艺中塔釜的液位。

优选地，喷淋洗涤的外排废水依次经初沉、中和和软化后与有机硫反应，然后依次经絮凝和沉降后加酸调节ph至5～9；调节ph后再依次经超滤、深度软化和电渗析处理，回收氢氧化钠和盐酸。

优选地，中和处理时控制ph值为9.0～12.0；软化处理时碳酸钠添加量为nna2co3:nca2+＝1.0～2.0；有机硫反应时有机硫投加比例为0.1％～1.0％废水质量；絮凝反应时添加絮凝剂feso4/高铁酸盐和助凝剂pam(即feso4和pam或高铁酸盐和pam)，投加比例为0.1％～0.5％废水质量；中和、软化、有机硫反应和絮凝的水力停留时间均为3～60min；初沉和沉降处理的表面负荷均为0.1～2m³/m²·h。

本发明的工艺流程中：

(1)烟气经过除尘器除尘后经进入氯化氢吸收工序，通过hcl吸收液喷淋吸收，吸收烟气中的氯化氢和粉尘，经过除雾后进入脱硫塔，在脱硫塔中吸收烟气中的so2后使烟气中的so2达标排放。

(2)经过脱除烟气中氯化氢和粉尘后的饱和湿烟气进入吸收塔，吸收塔内吸收烟气中的二氧化硫，外排的石膏浆液经过脱水澄清处理后用于脱硫剂浆液制备和脱硫塔内除雾器的冲洗。脱硫塔本身不存在外排的废水。石灰石生成石膏的过程中含有结晶水，so2吸收过程会放出一部分的热造成水分蒸发，因此在脱硫过程中需适量的补充一些工艺水维持吸收塔的水平衡。

(3)氯化氢吸收工序中，选用氢氧化钠溶液作为吸收剂，控制循环液的ph值，通过循环喷淋的形式吸收烟气中的粉尘和hcl，再经过除雾后烟气进入后续脱硫工序中。通过外排氯化氢吸收工序中的废水控制吸收液的密度。外排的废水经过初沉池，沉降废水中的粉尘，再进入中和池中加入一定量的氢氧化钠将废水的ph值控制在9～12之间，废水从中和池中溢流至软化池，在软化池中投加一定量的碳酸钠溶液将废水中的钙镁离子形成难溶性的颗粒，软化池中的废水溢流至絮凝池加入絮凝剂和助凝剂团聚废水中的悬浮物，絮凝池溢流至沉降池顶流溢流至调节池底部污泥脱水，在调节池的废水通过加入稀酸使其ph值控制在6～8之间，调节后的废水通过超滤除浊、大分子、胶体等，透过液进入深度软化，截留液返回澄清池，废水经过深度软化，深度软化工序采用离子交换或者纳滤的方式去除废水中残余的硬度，产水进入双极膜电渗析制备酸和碱。

(4)双极膜电渗析制备的碱为氢氧化钠，酸为盐酸或者硫酸。该部分的氢氧化钠用于氯化氢工序中吸收剂的消耗，中和池调制ph值至碱性，深度软化阳离子树脂再生的碱淋洗。该部分的酸用于调节池调节ph值，深度软化阳离子树脂再生的酸淋洗，剩余的酸输送至厂区的酸使用点。

本发明还提供一种零排放脱硫废水的脱硫装置，包括依次连接的除尘器、脱硫塔和烟囱，其特征在于，所述除尘器与脱硫塔之间设置氯化氢吸收塔，所述氯化氢吸收塔包括塔体和设于塔体内的塔釜和若干层喷淋层，塔釜与各喷淋层之间循环泵连接，烟气入口位于塔釜与底层喷淋层之间塔壁上，烟气出口位于塔顶部。

优选地，所述氯化氢吸收塔内喷淋层数为2～5层。

优选地，顶层喷淋层的上方设置除雾器。

通过外排废水来控制吸收液中的盐含量，优选地，外排的废水浓度为5～15％。控制外排盐含量使吸收液循环的过程中达到浓缩的目的，外排的废水无需进一步浓缩后就能进入后续处理工序。

优选地，还包括废水处理装置，所述废水处理装置包括顺次设置的初沉池、中和池、软化池、有机硫反应池、沉降池、ph调节池、超滤装置、深度软化装置和双极膜电渗析装置；所述氯化氢吸收塔的外排废水接入所述初沉池。

初沉池和沉降池的表面负荷0.1～2m³/m²·h，产生的污泥通过板框压滤机脱水，清液返回初沉池；中和池、软化池、反应池、絮凝池，其特征在于废水的水力停留时间为3min～60min；中和池中通过添加氢氧化钠溶液调节中和池中的ph为9.0～12.0，使废水中的mg²⁺、fe³⁺等重金属离子形成沉淀；软化池通过添加碳酸钠溶液使废水中的ca²⁺形成碳酸钙沉淀，碳酸钠添加量为nna2co3:nca2+＝1.0～2.0；有机硫反应池通过添加有机硫使水体中的重金属形成沉淀，投加比例为0.1％～1％废水质量；絮凝池依次通过添加絮凝剂feso4/高铁酸盐和助凝剂pam，形成氢氧化物小分子絮凝物使絮凝池废水中悬浮的ss，重金属沉淀，碳酸钙，氢氧化镁等颗粒表面张力降低，使其形成易于沉降的大粒子絮凝物，沉降废水中悬浮的ss，重金属，碳酸钙，碳酸镁等颗粒，投加比例为0.1％～2％废水质量；调节池通过加入一定量的盐酸使废水ph值控制在5～9(优选为6～8)；沉降池出水进入超滤，产水进入后续深度软化，回水返回沉降池；沉降池出水进入超滤，产水进入后续深度软化，回水返回沉降池，深度软化采用阳离子交换树脂对超滤的产水进行深度软化，将废水中的钙镁离子置换成钠离子；或者选用纳滤膜截留超滤产水中的钙镁离子；双极膜电渗析将经过深度软化后的废水进入双极膜电渗析，产生酸和氢氧化钠溶液，双极膜电渗析产生的酸用于清水池调节废水ph值，用于深度软化工序中阳离子交换树脂的淋洗脱钙镁离子，双极膜电渗析产生氢氧化钠溶液用于吸收烟气中的氯化氢、中和池调节废水ph值和用于深度软化工序中阳离子交换树脂的再生。

经过除氯化氢工序的烟气经过除雾后进入后续脱硫工艺。脱硫工艺运行中外排石膏脱水产生的滤液用于脱硫浆液的制备和除雾器冲洗。通过补充工艺水来维持脱硫工艺中塔釜的液位。

经过除氯化氢工序的烟气经过除雾后进入后续脱硫工艺。经过吸收hcl的烟气经过脱硫塔吸收烟气中的so2，脱硫系统内不存在吸收烟气中的氯造成循环累积，实现了脱硫系统不外排废水。整个系统产生的废水经过废水处理工序制备成废水工序软化、交换树脂再生、废水调节ph值的酸和碱，系统不外排废水。

该吸收工序中与烟气或者吸收液直接接触的位置防腐优选地衬2205、钛材或聚四氟乙烯。

优选地，喷淋层的喷嘴形式为螺旋喷嘴、空心锥喷嘴或实心锥喷嘴，喷淋覆盖面积优选100％～300％，使经过氯化氢吸收工序后的烟气湿度变成饱和，温度降低至50～60℃左右。

烟气经过喷淋降温后使烟气变成饱和，雾化的液滴与烟气中的粉尘结合在一起，粉尘通过不断的撞击团聚，使粉尘的比重增大沉降，粉尘更容易进入液相中，结合后续除雾除尘装置降低了进入后续吸收塔中烟气的粉尘含量，提高了吸收塔中石膏的品质。氯化氢工序中控制吸收液在氯化氢吸收工序中的ph值使其吸收液选择性吸收烟气中的氯化氢，通过添加氢氧化钠溶液来维持吸收液的ph值。

本发明工艺的原理：

目前燃煤电厂的粉煤灰的主要组成为：sio2、al2o3、zno、cuo、feo、fe2o3、cao、tio2和一些重金属等。粉煤灰在氯化氢工序后废水中以离子的形式存在，升高废水的ph值，是fe³⁺、zn²⁺、cu²⁺、ni²⁺、cr³⁺等重金属离子生成氢氧化物沉淀。加入有机硫(tmt-15)，使其与pb²⁺、hg²⁺反应形成难溶的硫化物沉淀。

me²⁺+2oh^-→me(oh)2

me³⁺+3oh^-→me(oh)3

hg²⁺+s^2-＝hgs↓

超滤是通过膜的筛分作用将溶液中大于膜孔的大分子溶质截留，使这些溶质与溶剂及小分子组分分离的膜过程。膜孔的大小和形状对分离起主要作用。

双极膜是具有与两种相反电荷的离子交换层紧密相邻或结合而成的新型离子交换膜。在直流电场作用下，通过双极性膜可将水离解，在膜两侧分别得到氢离子和氢氧根离子。为获得更高的电流效率，增加一张阴膜，可组成三室结构形式，使混合液循环，达到酸、碱、盐废液的净化和回收。

与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：

本工艺中在除尘器与脱硫吸收塔增设氯化氢吸收工序，在吸收氯化氢的同时去除了烟气中的粉尘，经过除雾后去除了氯，不含有粉尘的饱和湿度的烟气进入后续吸收塔。因此在脱硫吸收塔浆液中不存在氯离子累积的情况，外排的石膏浆液经过带滤机脱水后产生的滤液可以循环使用，不外排脱硫废水。在脱硫塔前去除了烟气中的粉尘降低了后续除尘的压力，同时提高了石膏的品质，降低石膏的含水率及脱水的能耗。

本工艺中的氯化氢吸收工序，通过调节吸收液的ph值选择性吸收烟气中的氯化氢气体，形成氯化钠溶液，同时由于氯化氢工序设置在脱硫前，利用脱硫前较高的烟气温度将吸收液进行浓缩，充分的利用了烟气中的余热，使氯化氢吸收工序中的外排的废液浓缩至5％～15％，该盐浓度的废水经过软化等工序后能直接进入双极膜制备成能回用的酸和碱，降低了废水软化、中和、絮凝、沉降、超滤及深度软化的废水处理总量，无需额外增设膜浓缩工序，缩短了废水处理工序的流程。

烟气中的粉尘进入了氯化氢吸收工序中外排的废液，外排的废液软化过程中，粉尘为氢氧化镁、碳酸钙提供了晶核使其更容易长大，后续的絮凝沉降过程中的提高了污泥的比重，缩短污泥的停留时间。

氯化氢工序中外排的废水经过预处理后进入双极膜电渗析，制备成盐酸和氢氧化钠，产生的氢氧化钠用作氯化氢工序中的吸收剂，外排废水中和池调节ph值除镁，深度软化中树脂的再生；产生的盐酸用于调节池交接废水的ph值及产区其他用酸处。

本发明将hcl吸收塔设置在除尘器与脱硫塔之间，对于前端的除尘器设备、除尘器运行及粉煤灰品质不存在影响。经过hcl吸收塔后的烟气除去了烟气中的粉尘和hcl，降低了烟温并使其达到饱和，解决了烟气的粉尘对石膏品质的影响，氯离子对脱硫设备的腐蚀问题。

hcl极易溶于水，采用湿法喷淋吸收烟气中的hcl具有十分高效的吸收效果。结合后续湿法脱硫工艺，采用湿法吸收烟气中的hcl对后续脱硫工艺不产生影响。

本发明方法直接对吸收hcl的废水进行处理，由于在hcl吸收塔中吸收烟气中的hcl的同时利用烟气余热浓缩吸收液，吸收液中的氯离子浓度为常规脱硫工艺外排废水的2～10倍以上，因此氯化氢外排的废水量比脱硫塔外排的量降低50％～90％。外排的废水经过后续的废水处理工序，制备成hcl吸收塔中调节吸收液的naoh溶液，因此无额外吸收剂的消耗。

前端直接吸收烟气中的hcl，外排的废水主要成分为烟气中的粉尘、hcl和nacl，废水水质相对单一，水量少，后续废水处理工艺简单。若不设置前端吸收hcl，脱硫塔外排的废水的主要成分为脱硫液、粉尘、氯离子，该脱硫废水水质具有高硬度和ss，废水水量大，后续废水处理工艺复杂。

本发明将hcl吸收塔设置在除尘器与脱硫塔之间，利用了除尘器后端烟气的余热，蒸发浓缩hcl吸收塔中的吸收液的同时降低烟气温度并达到饱和湿度，降低了后续脱硫塔的蒸发量，饱和湿度的烟气进入脱硫塔后，脱硫塔内不存在因蒸发降温造成工况烟气量变化的过程，因此脱硫塔内烟气流场更加稳定，脱硫塔吸收效率提高。由于烟气中去除了粉尘和hcl，脱硫工艺运行过程中无需外排废水，使脱硫工艺运行更加稳定，对环境更加友好。

附图说明

图1是本发明装置及工艺流程图。

图中所示附图标记如下：

1、锅炉2、除尘器3、引风机4、hcl吸收塔

5、hcl吸收喷淋6、除雾器7、脱硫塔8、除尘设备

层

9、烟囱10、hcl吸收塔11、初沉池12、中和池

塔釜

13、软化池14、反应池15、絮凝池16、沉降池

17、ph调节池18、超滤装置19、深度软化池20、双极膜电渗

析装置

21、氢氧化钠罐22、盐酸罐23、树脂再生池24、碳酸钠罐

25、板框压滤机26、有机硫罐27、絮凝剂和助28、带滤机

凝剂罐

29、滤液箱30、石灰石化浆31、精细过滤32、冲洗水罐

罐

具体实施方式

下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，本发明的保护范围不受实施例的限制，本发明的保护范围由权利要求书决定。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

如图1所示，一种零排放废水的脱硫装置，包括顺次设置的锅炉1、除尘器2、引风机3、hcl吸收塔4、脱硫塔7和烟囱9。还包括外排废水处理装置，外排废水处理装置包括顺次设置的初沉池11、中和池12、软化池13、反应池14、絮凝池15、沉降池16、ph调节池17、超滤装置18、深度软化池19和双极膜电渗析装置20，双极膜电渗析装置20的酸出口连接盐酸罐22、碱出口连接氢氧化钠罐21，氢氧化钠罐21接入hcl吸收塔塔釜10和中和池12，盐酸罐22连接至中和池12和ph调节池17。

hcl吸收塔4采用喷淋塔，塔体内底部为塔釜、塔釜上方设置数层hcl吸收喷淋层5，喷淋层上方设置除雾器6，烟气入口位于塔釜与喷淋层之间的塔壁上，烟气出口位于塔顶部。

脱硫塔7采用喷淋塔，塔内底部为塔釜，塔釜上方设置脱硫喷淋层，脱硫喷淋层与塔釜之间循环泵连接，脱硫塔上方设置除尘设备8，塔釜的浆液出口连接带滤机28，带滤机28的滤液出口连接滤液箱29，一部分滤液进入石灰石化浆罐30制备石灰石浆液，滤液经过精细过滤31后进入冲洗水罐32用于冲洗。

外排废水处理装置的工艺流程如下：

hcl吸收区域的吸收液返回至hcl吸收塔塔釜10再通过循环泵输送至hcl吸收塔4中的5喷淋层雾化吸收，控制hcl吸收塔塔釜10中的ph值和盐含量。外排的废水至初沉池11，在一定的水力停留时间后上清液溢流至中和池12，氢氧化钠罐中的氢氧化钠溶液输送至中和池12中调节ph值至9～12，废水经过中和后溢流至软化池13，在软化池13通过添加碳酸钠溶液使废水中的钙离子形成沉淀。软化后的废水溢流至反应池14，在反应池14中添加有机硫，使重金属形成沉淀。反应池14中的废水溢流至絮凝池15后添加絮凝剂和助凝剂后溢流至沉降池16沉降，沉降池16上清液溢流至清水池17，通过添加盐酸将调节池17的ph控制至6～8左右。调节池17出水进入超滤18，超滤18的透过液进入深度软化19，超滤18的截留液返回沉降池16，经过深度软化19后的废水进入双极膜电渗析20，深度软化19中的树脂交换饱和后通过树脂再生23重新再生后继续用于深度软化。通过双极膜电渗析20制备的产物分别进入氢氧化钠罐21和盐酸罐22。氢氧化钠罐21中的氢氧化钠溶液用于hcl吸收罐控制ph值，中和池12调节ph值及树脂再生23中钠离子置换。盐酸罐22用于调节池17调节ph值控制在6～8之间，用于树脂再生23交换树脂的淋洗及为厂区其他区域提供用酸。

初沉池11和沉降池16底部沉降的污泥通过板框压滤机25脱水外运，滤液返回至中和池12。

脱硫塔7外排的石膏浆液进入带滤机28，经过带滤机28脱水后，滤液进入滤液箱29，滤液进入石灰石化浆罐30制备石灰石浆液，滤液经过精细过滤31后进入冲洗水罐32用于冲洗。

在零排放废水的脱硫工艺参数优选如下：

除尘器后的位置增设氯化氢吸收工序，循环的吸收液控制ph值为1～4，通过添加5％～15％氢氧化钠溶液进行调节，选取喷淋层数为2～5层，每层喷淋层液气比控制为1～5。，经过氯化氢吸收后的烟气通过除雾器除雾，除雾后的烟气再进入后续的脱硫吸收工序。

氯化氢吸收工序外排废水盐浓度为5％～15％，经过预处理工序中的初沉池、中和池、软化池、反应池、絮凝池、沉降池、清水池、超滤、深度软化、双极膜电渗析。软化池中控制ph值为9.0～12.0，碳酸钠添加量为nna2co3:nca2+＝1.0～2.0。反应池中有机硫投加比例为0.1％～1.0％废水质量。絮凝池中添加絮凝剂feso4/高铁酸盐和助凝剂pam投加比例为0.1％～0.5％废水质量。中和池、软化池、反应池、絮凝池的水力停留时间为3～60min。初沉池和沉降池的表面负荷0.1～2m³/m²·h。经过预处理后的废水通过超滤、离子交换或纳滤深度软化后进入双极膜电渗析制备酸和碱。

实施例1

某35t/h燃煤链条炉初始烟气量为59854nm3/h，烟气中的hcl含量为110mg/nm³，烟气经过氯化氢吸收工序后进入已有的脱硫工序，脱硫塔设计塔釜浆液为48m³，脱硫塔外排废水氯离子控制浓度为20000mg/l。氯化氢吸收工序中循环的吸收液控制ph值为4，ph调节剂为15％氢氧化钠溶液，如表1：

表1

氯化氢吸收液外排的盐含量为15％与脱硫塔外排的废水经过预处理、超滤、离子交换、电渗析等工序使外排废水制备成酸和碱。

实施例2

某35t/h燃煤链条炉初始烟气量为59560nm3/h，烟气中的hcl含量为80mg/nm³，烟气经过氯化氢吸收工序后进入已有的脱硫工序，脱硫塔设计塔釜浆液为48m³，脱硫塔外排废水氯离子控制浓度为20000mg/l。氯化氢吸收工序中循环的吸收液控制ph值为3，ph调节剂为5％氢氧化钠溶液，如表2：

表2

氯化氢吸收液外排的盐含量为5％与脱硫塔外排的废水经过预处理、超滤、离子交换、电渗析等工序使外排废水制备成酸和碱。

实施例3

某35t/h燃煤链条炉初始烟气量为60125nm3/h，烟气中的hcl含量为80mg/nm³，烟气经过氯化氢吸收工序后进入已有的脱硫工序，脱硫塔设计塔釜浆液为48m³，脱硫塔外排废水氯离子控制浓度为10000mg/l。氯化氢吸收工序中循环的吸收液控制ph值为3.5，ph调节剂为10％氢氧化钠溶液，如表3：

表3

氯化氢吸收液外排的盐含量为10％与脱硫塔外排的废水经过预处理、超滤、离子交换、电渗析等工序使外排废水制备成酸和碱。

实施例4

某35t/h燃煤链条炉初始烟气量为60325nm3/h，烟气中的hcl含量为27mg/nm³，烟气经过氯化氢吸收工序后进入已有的脱硫工序，脱硫塔设计塔釜浆液为48m³，脱硫塔外排废水氯离子控制浓度为10000mg/l。氯化氢吸收工序中循环的吸收液控制ph值为1，ph调节剂为8％氢氧化钠溶液，如表4：

表4

氯化氢吸收液外排的盐含量为8％与脱硫塔外排的废水经过预处理、超滤、离子交换、电渗析等工序使外排废水制备成酸和碱。

实施例5

某35t/h燃煤链条炉初始烟气量为59861nm3/h，烟气中的hcl含量为33mg/nm³，烟气经过氯化氢吸收工序后进入已有的脱硫工序，脱硫塔设计塔釜浆液为48m³，脱硫塔外排废水氯离子控制浓度为15000mg/l。氯化氢吸收工序中循环的吸收液控制ph值为2，ph调节剂为7％氢氧化钠溶液，如表5：

表5

氯化氢吸收液外排的盐含量为7％与脱硫塔外排的废水经过预处理、超滤、离子交换、电渗析等工序使外排废水制备成酸和碱。

对比实施例1

某35t/h燃煤链条炉初始烟气量为60569nm³/h，脱硫塔设计塔釜浆液为48m³，烟气中的hcl含量为30mg/nm³，进入已有的脱硫工序后脱硫塔中氯离子累积量为36.38mg/(l·h)，脱硫塔外排废水氯离子控制浓度为20000mg/l，脱硫塔外排的废水为110.17l/h。

对比实施例2

某35t/h燃煤链条炉初始烟气量为60119nm³/h，脱硫塔设计塔釜浆液为48m³，烟气中的hcl含量为31mg/nm³，进入已有的脱硫工序后脱硫塔中氯离子累积量为38.82mg/(l·h)，脱硫塔外排废水氯离子控制浓度为10000mg/l，脱硫塔外排的废水为181.26l/h。

以上所述仅为本发明专利的具体实施案例，但本发明专利的技术特征并不局限于此，任何相关领域的技术人员在本发明的领域内，所作的变化或修饰皆涵盖在本发明的专利范围之中。