本发明涉及脱硫废水处理技术领域，具体涉及一种脱硫废水资源化利用的零排放工艺及系统。
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。在今后相当长的一段时间内，燃煤发电仍是我国解决用电需求的主要方式。燃煤电厂燃煤会产生大量的污染物so2，需要进行严格控制。
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。但由于石灰石-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较高的水温、高悬浮物浓度(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。
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，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、聚丙烯酰胺(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，处理出水仍为高含盐废水，较高的水温，同时具有强腐蚀性，无法直接回收利用。直接进入厂区的污水处理系统将会对正常运行的污水处理系统造成一定的冲击，影响污水处理系统的运行。
脱硫废水零排放工艺已经取得了一定的工程应用，公告号为cn207062073u的专利说明书公开了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。
公开号为cn106587225a的专利说明书公开了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。
公开号为cn105110521a的专利说明书公开了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。
上述专利技术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，脱硫废水经过预处理后，通过置换废水中的钙镁离子造成了高额的软化成本，或脱硫废水中的离子转移至其他水体中等。为此开发一种脱硫废水资源化零排放脱硫工艺，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：
针对本领域存在的不足之处，本发明提供了一种脱硫废水资源化利用的零排放工艺，外排的脱硫废水经过余热浓缩和废水调质、结晶等工序，浓缩过程中蒸发的水汽进入脱硫系统回用，废水中的氯离子生成盐酸回收，废水中的钙离子以石膏的形式析出，钠离子生成相应的硫酸钠结晶盐，实现脱硫废水的低成本资源化零排放。
一种脱硫废水资源化利用的零排放工艺，将外排的脱硫废水依次进行预处理和余热浓缩后过滤分离得到石膏，所得过滤液经调酸后再次过滤分离得到石膏和二次滤液，所述二次滤液进行负压加热蒸发浓缩，产生的水汽和酸雾冷凝吸收得到盐酸，形成的浓缩液降温结晶分离出盐分后与所述二次滤液混合并进行负压加热蒸发浓缩。
本发明中脱硫系统中外排的脱硫废水最终转变为盐酸回收、硫酸钠回收、水汽回塔和石膏转化分离，实现脱硫废水的资源化利用，是一种具有低能耗循环利用的节能降耗的工艺。
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优选控制在5000～30000mg/l。
作为优选，所述余热浓缩具体为：利用锅炉烟气的余热将预处理后的脱硫废水中的cl-含量浓缩至50000～150000mg/l；
所述锅炉烟气为除尘后、脱硫前的烟气，温度为120～160℃。
进一步优选，采用将预处理后的脱硫废水循环喷淋所述锅炉烟气的方式进行所述余热浓缩；
喷淋后携带水汽的锅炉烟气返回继续脱硫。
作为优选，所述调酸具体为：向所述过滤液中加入硫酸，搅拌30～180min；
所述硫酸中h2so4质量分数为40％～98％；
加入的h2so4与所述过滤液中cl-的摩尔比为0.5～1.0:1，进一步优选为0.5～0.8:1。
作为优选，所述负压加热蒸发浓缩的条件为：负压真空度-0.01～-0.2mpa，加热温度70～100℃；
所述冷凝吸收的吸收液为水或循环吸收的盐酸，温度为5～20℃，所得盐酸质量分数为10％～25％，进一步优选为15％～20％。
作为优选，所述浓缩液的盐含量tds＝300000～600000mg/l，降温至5～20℃结晶分离；
所述盐分含有硫酸钠。
作为优选，所述预处理包括将脱硫废水依次经过初沉、中和、除重金属、絮凝和终沉；
所述中和采用投加石灰乳的方式进行，控制废水ph为9～12；
采用投加有机硫的方式除重金属，所述有机硫的投加量为废水质量的0.1％～1.0％；
所述絮凝采用投加絮凝剂和助凝剂的方式进行，所述絮凝剂和助凝剂的投加总量为废水质量的0.1％～0.5％，所述絮凝剂和助凝剂的投加质量之比为0.5～2.0；
所述絮凝剂选自feso4或高铁酸盐，所述助凝剂为pam。
本发明还提供了一种实施所述的脱硫废水资源化利用的零排放工艺的系统，包括通过烟道依次连接的锅炉、除尘器、第一引风机和脱硫塔，还包括：
预处理系统，包括依次连接的初沉池、中和池、反应池、絮凝池和终沉池，所述初沉池废水入口与所述脱硫塔连接，用于接收所述脱硫塔外排的脱硫废水；
浓缩塔，塔内自下而上依次设有塔釜和喷淋层，所述塔釜和喷淋层之间的侧壁设有烟气进口，塔顶设有烟气出口，所述塔釜和喷淋层通过循环泵连接形成循环喷淋，所述终沉池废水出口与所述塔釜连接，用于提供废水维持所述塔釜内液位高度；
第二引风机，抽风口设于所述第一引风机和脱硫塔之间的烟道上，出风口与所述浓缩塔的烟气进口连接，所述抽风口和脱硫塔之间的烟道上还设有与所述浓缩塔的烟气出口连接的烟气返回口；
浆液分离设备，用于分离所述浓缩塔浓缩后的废水得到石膏和过滤液；
调酸搅拌池，用于调节所述过滤液ph；
调酸分离设备，用于分离所述调酸搅拌池调酸后的过滤液得到石膏和二次滤液；
强制循环蒸发浓缩器，用于强制循环负压加热蒸发浓缩所述二次滤液，产生水汽和酸雾，同时得到浓缩液；
酸雾吸收器，用于冷凝吸收所述水汽和酸雾得到盐酸；
结晶分离器，用于降温所述浓缩液结晶分离出盐分，剩余分离液通过管道返回至所述强制循环蒸发浓缩器与所述二次滤液混合并进行负压加热蒸发浓缩。
作为优选，所述初沉池的表面负荷为0.1～0.5m3m-2h-1；
废水在所述中和池、反应池和絮凝池的水力停留时间分别独立为10～60min；
所述终沉池的表面负荷为0.5～1.0m3m-2h-1。
作为优选，所述浓缩塔内位于喷淋层上方还设有除雾器；
所述浓缩塔内设有2～4层喷淋层，每层喷淋层液气比为1～3l:1m3，喷嘴雾化粒径d50为50～500μm，喷淋覆盖率为100％～300％；
所述浓缩塔内烟气流量与所述终沉池进入浓缩塔的废水流量之比为20000～80000nm3/m3；
所述浆液分离设备和调酸分离设备分别独立选自离心机、带滤机或板框压滤机；
所述强制循环蒸发浓缩器内废水流速为1.5～3m/s；
所述酸雾吸收器为石墨吸收器。
本发明的工艺流程中：
(1)外排的脱硫废水经过初沉、中和、反应、絮凝沉降等预处理，去除脱硫废水中的重金属离子、氟离子及镁离子，去除了脱硫废水中重金属的危害。
(2)经过预处理后的废水清液经过利用除尘后和脱硫前的烟气，对其余热浓缩，塔内的废水中的硫酸钙为达到了饱和的程度，在烟气余热加热浓缩的过程中，钙离子浓度和硫酸根浓度不断上升，因此会有一定量的硫酸钙析出，蒸发的水分变成以水蒸气的形式随着烟气返回脱硫系统，后续的脱硫塔运行过程中补水量减少。浓缩塔中的废水氯离子浓度50000～150000mg/l时进行外排，通过离心机、带滤机或板框压滤机等进行分离，分离石膏至脱硫系统石膏库，分离液进入后续的氯回收工序。
(3)氯回收工序中，废水氯回收工序由调酸搅拌池、强制循环加热装置及盐酸回收装置(酸雾吸收器)组成。废水经过浓缩分离工序后的清液输送至调酸搅拌池，加入浓硫酸调酸搅拌，加入硫酸与废水中氯离子的摩尔比为0.5～0.8:1。浓缩的清液中加入大量so42-，打破了清液中钙离子和硫酸根建立的电离平衡，过量的硫酸根离子与钙离子结合生成硫酸钙后析出沉淀去除废水中的钙离子，达到了软化的效果。分离后的清液再通过强制循环加热进行负压浓缩，溶液中的h 与cl-形成盐酸酸雾与水蒸气被酸雾吸收器(如石墨吸收器)冷凝成盐酸，冷凝的盐酸继续循环吸收蒸发出来的酸雾和水蒸气，盐酸质量百分数达到10％～25％时进行外排。
经过强制循环加热后的清液盐浓度达到300000～600000mg/l时进行外排冷凝结晶，分离结晶盐(主成分为硫酸钠)，可选用离心机、带滤机或板框压滤机等分离硫酸钠晶体，分离液返回强制循环加热装置(强制循环蒸发浓缩器)。
本发明工艺的原理：
燃煤电厂外排的脱硫废水中含有一些重金属及氟离子等。废水中通过石灰乳调节ph值能将mg2 、fe3 、zn2 、cu2 、ni2 、cr3 等重金属离子生成氢氧化物沉淀。f-能生成caf2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。反应方程式如下所示：
me2 2oh-→me(oh)2；
me3 3oh-→me(oh)3；
ca2 2f-＝caf2↓；
hg2 s2-＝hgs↓；
其中，me代表可形成氢氧化物沉淀的金属离子。
预处理后的废水中的钙离子与硫酸根离子达到电离平衡，通过加热浓缩以及再加入大量的硫酸根离子，打破原有的电离平衡，硫酸根与钙离子生成沉淀，降低废水中的钙离子浓度达到软化的效果。反应方程式如下所示：
ca2 so42-→caso4↓。
软化后的废水体系中存在h 、so42-、cl-等离子，通过加热浓缩过程，h 、so42-、cl-不断被浓缩，废水形成类似盐酸和硫酸的体系，盐酸沸点低在加热负压的条件下废水沸腾出水蒸气的同时容易挥发出hcl，使废水中的氯离子挥发脱除。
本发明与现有技术相比，主要优点包括：
本工艺中在脱硫废水预处理阶段中在中和池中加入石灰乳调节ph值的同时将废水中的镁离子形成氢氧化镁沉淀去除。中和废水的同时去除了废水中的镁离子到达节省药剂的效果。
本工艺中利用除尘器后脱硫塔前的烟气对废水进行浓缩，利用余热作为热源浓缩，节省了浓缩过程中热源的能耗，同时蒸发废水产生的水蒸气随着烟气返回脱硫系统，以水蒸气的形式给脱硫塔进行补水，降低了脱硫塔的补水量。外排的脱硫废水中硫酸钙达到饱和，在浓缩过程中硫酸根和钙离子不断被浓缩，达到过饱和的状态，硫酸钙晶体析出，降低了废水中总溶解的钙离子总量，为后续除钙降低了药剂的耗量。
工艺中对烟气余热浓缩后的废水加入浓硫酸，打破废水中钙离子和硫酸根离子的电离平衡，大量的硫酸根的加入与钙离子重新建立平衡时析出硫酸钙晶体，达到通过加酸软化废水的目的。硫酸的成本比常规除钙的软化剂价格更低，达到了降低软化成本的效果。
硫酸调酸后的废水通过负压加热蒸发，将废水中多余的h 和cl-以氯化氢酸雾的形式蒸发，冷凝回收成盐酸，实现燃煤锅炉的烟气中的氯化氢回收成盐酸的工艺，蒸发后的浓缩液冷凝结晶成硫酸钠晶体，实现资源化利用。
附图说明
图1为本发明的脱硫废水资源化利用的零排放工艺及系统示意图；
图中：
1、锅炉2、除尘器3、第一引风机
4、脱硫塔5、湿式电除尘器6、烟囱
7、初沉池8、中和池9、反应池
10、絮凝池11、终沉池12、浓缩塔
12-1、第二引风机12-2、喷淋层12-3、除雾器
13、浆液分离设备14、浓缩塔石膏15、过滤液
16、调酸搅拌池17、调酸分离设备18、调酸池石膏
19、强制循环蒸发浓缩器20、酸雾吸收器21、结晶分离器。
具体实施方式
下面结合附图及具体实施例，进一步阐述本发明。应理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。下列实施例中未注明具体条件的操作方法，通常按照常规条件，或按照制造厂商所建议的条件。
如图1所示，本实施例的实施脱硫废水资源化利用的零排放工艺的系统，包括通过烟道依次连接的锅炉1、除尘器2、第一引风机3、脱硫塔4和烟囱6，还包括预处理系统、浓缩塔12、第二引风机12-1、浆液分离设备13、调酸搅拌池16、调酸分离设备17、强制循环蒸发浓缩器19、酸雾吸收器20和结晶分离器21。预处理系统包括依次连接的初沉池7、中和池8、反应池9、絮凝池10和终沉池11。
脱硫塔4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4内上方设置湿式电除尘器5，塔釜的浆液的顶流(即脱硫废水)外排至初沉池7。
外排的脱硫废水依次经过初沉池7沉降外排脱硫废水中的含固量，中和池8中加入石灰乳调节ph值并去除能生成难溶性的氢氧化物的重金属、反应池9中加入有机硫进一步去除重金属、絮凝池10中加入絮凝剂后在终沉池11去除悬浮物，上清液输送至浓缩塔12并维持浓缩塔塔釜的液位高度，根据上清液的流量控制引入浓缩塔12的烟气量。
浓缩塔12内自下而上依次设有塔釜、数层喷淋层12-2、除雾器12-3，塔釜和喷淋层12-2之间的侧壁设有烟气进口，塔顶设有烟气出口，塔釜和喷淋层12-2通过循环泵连接形成循环喷淋。通过第二引风机12-1抽取烟气，抽风口设于第一引风机3和脱硫塔4之间的烟道上，出风口与浓缩塔12的烟气进口连接，所述抽风口和脱硫塔4之间的烟道上还设有与浓缩塔12的烟气出口连接的烟气返回口。浓缩塔12塔釜浆液的cl-含量浓缩至100000～150000mg/l时，外排至浆液分离设备13，分离浆液得到石膏14和过滤液15。过滤液15至调酸搅拌池16，加入硫酸调节调酸搅拌池16中的ph为0.5～3，控制调酸搅拌池16的停留时间为30～180min，调酸搅拌池16中的废水输送至调酸分离设备17，分离出石膏18和二次滤液。二次滤液液输送至强制循环蒸发浓缩器19，对其负压加热蒸发浓缩，废水加热产生的水汽及酸雾通过酸雾冷凝器20进行冷凝成盐酸。蒸发浓缩的浓缩液输送至结晶分离器21，分离出硫酸钠盐分，分离后的母液返回至强制循环蒸发浓缩器19。石膏14、18返回至脱硫工艺的石膏库。初沉池7和终沉池11底部沉降的污泥脱水外运，污泥脱水后的滤液返回至初沉池7。
实施例1
某燃煤锅炉烟气采用石灰石-石膏脱硫工艺外排脱硫废水10m3/h，废水中的cl-含量为19403mg/l，烟气经过预处理调节、中和、反应、澄清后进入浓缩塔余热浓缩，浓缩塔浓缩至废水量为1.9m3/h，进行盐酸回收及蒸发结晶工序，盐酸回收如表1。
表1
实施例2
某燃煤锅炉烟气采用石灰石-石膏脱硫工艺外排脱硫废水10m3/h，废水中的cl-含量为20124mg/l，烟气经过预处理调节、中和、反应、澄清后进入浓缩塔余热浓缩，浓缩塔浓缩至废水量为1.7m3/h，进行盐酸回收及蒸发结晶工序，盐酸回收如表2。
表2
实施例3
某燃煤锅炉烟气采用石灰石-石膏脱硫工艺外排脱硫废水10m3/h，废水中的cl-含量为20468mg/l，烟气经过预处理调节、中和、反应、澄清后进入浓缩塔余热浓缩，浓缩塔浓缩至废水量为1.8m3/h，进行盐酸回收及蒸发结晶工序，盐酸回收如表3。
表3
实施例4
某燃煤锅炉烟气采用石灰石-石膏脱硫工艺外排脱硫废水10m3/h，废水中的cl含量为21022mg/l，烟气经过预处理调节、中和、反应、澄清后进入浓缩塔余热浓缩，浓缩塔浓缩至废水量为1.5m3/h，进行盐酸回收及蒸发结晶工序，盐酸回收如表4。
表4
实施例5
某燃煤锅炉烟气采用石灰石-石膏脱硫工艺外排脱硫废水10m3/h，废水中的cl含量为22612mg/l，烟气经过预处理调节、中和、反应、澄清后进入浓缩塔余热浓缩，浓缩塔浓缩至废水量为2m3/h，进行盐酸回收及蒸发结晶工序，盐酸回收如表5。
表5
此外应理解，在阅读了本发明的上述描述内容之后，本领域技术人员可以对本发明作各种改动或修改，这些等价形式同样落于本申请所附权利要求书所限定的范围。
1.一种脱硫废水资源化利用的零排放工艺，其特征在于，将外排的脱硫废水依次进行预处理和余热浓缩后过滤分离得到石膏，所得过滤液经调酸后再次过滤分离得到石膏和二次滤液，所述二次滤液进行负压加热蒸发浓缩，产生的水汽和酸雾冷凝吸收得到盐酸，形成的浓缩液降温结晶分离出盐分后与所述二次滤液混合并进行负压加热蒸发浓缩。
2.根据权利要求1所述的脱硫废水资源化利用的零排放工艺，其特征在于，所述余热浓缩具体为：利用锅炉烟气的余热将预处理后的脱硫废水中的cl-含量浓缩至50000～150000mg/l；
所述锅炉烟气为除尘后、脱硫前的烟气，温度为120～160℃。
3.根据权利要求2所述的脱硫废水资源化利用的零排放工艺，其特征在于，采用将预处理后的脱硫废水循环喷淋所述锅炉烟气的方式进行所述余热浓缩；
喷淋后携带水汽的锅炉烟气返回继续脱硫。
4.根据权利要求1所述的脱硫废水资源化利用的零排放工艺，其特征在于，所述调酸具体为：向所述过滤液中加入硫酸，搅拌30～180min；
所述硫酸中h2so4质量分数为40％～98％；
加入的h2so4与所述过滤液中cl-的摩尔比为0.5～1.0:1。
5.根据权利要求1所述的脱硫废水资源化利用的零排放工艺，其特征在于，所述负压加热蒸发浓缩的条件为：负压真空度-0.01～-0.2mpa，加热温度70～100℃；
所述冷凝吸收的吸收液为水或循环吸收的盐酸，温度为5～20℃，所得盐酸质量分数为10％～25％。
6.根据权利要求1所述的脱硫废水资源化利用的零排放工艺，其特征在于，所述浓缩液的盐含量tds＝300000～600000mg/l，降温至5～20℃结晶分离；
所述盐分含有硫酸钠。
7.根据权利要求1～6任一权利要求所述的脱硫废水资源化利用的零排放工艺，其特征在于，所述预处理包括将脱硫废水依次经过初沉、中和、除重金属、絮凝和终沉；
所述中和采用投加石灰乳的方式进行，控制废水ph为9～12；
采用投加有机硫的方式除重金属，所述有机硫的投加量为废水质量的0.1％～1.0％；
所述絮凝采用投加絮凝剂和助凝剂的方式进行，所述絮凝剂和助凝剂的投加总量为废水质量的0.1％～0.5％，所述絮凝剂和助凝剂的投加质量之比为0.5～2.0；
所述絮凝剂选自feso4或高铁酸盐，所述助凝剂为pam。
8.一种实施权利要求1～7任一权利要求所述的脱硫废水资源化利用的零排放工艺的系统，包括通过烟道依次连接的锅炉、除尘器、第一引风机和脱硫塔，其特征在于，还包括：
预处理系统，包括依次连接的初沉池、中和池、反应池、絮凝池和终沉池，所述初沉池废水入口与所述脱硫塔连接，用于接收所述脱硫塔外排的脱硫废水；
浓缩塔，塔内自下而上依次设有塔釜和喷淋层，所述塔釜和喷淋层之间的侧壁设有烟气进口，塔顶设有烟气出口，所述塔釜和喷淋层通过循环泵连接形成循环喷淋，所述终沉池废水出口与所述塔釜连接，用于提供废水维持所述塔釜内液位高度；
第二引风机，抽风口设于所述第一引风机和脱硫塔之间的烟道上，出风口与所述浓缩塔的烟气进口连接，所述抽风口和脱硫塔之间的烟道上还设有与所述浓缩塔的烟气出口连接的烟气返回口；
浆液分离设备，用于分离所述浓缩塔浓缩后的废水得到石膏和过滤液；
调酸搅拌池，用于调节所述过滤液ph；
调酸分离设备，用于分离所述调酸搅拌池调酸后的过滤液得到石膏和二次滤液；
强制循环蒸发浓缩器，用于强制循环负压加热蒸发浓缩所述二次滤液，产生水汽和酸雾，同时得到浓缩液；
酸雾吸收器，用于冷凝吸收所述水汽和酸雾得到盐酸；
结晶分离器，用于降温所述浓缩液结晶分离出盐分，剩余分离液通过管道返回至所述强制循环蒸发浓缩器与所述二次滤液混合并进行负压加热蒸发浓缩。
9.根据权利要求8所述的系统，其特征在于，所述初沉池的表面负荷为0.1～0.5m3m-2h-1；
废水在所述中和池、反应池和絮凝池的水力停留时间分别独立为10～60min；
所述终沉池的表面负荷为0.5～1.0m3m-2h-1。
10.根据权利要求8所述的系统，其特征在于，所述浓缩塔内位于喷淋层上方还设有除雾器；
所述浓缩塔内设有2～4层喷淋层，每层喷淋层液气比为1～3l:1m3，喷嘴雾化粒径d50为50～500μm，喷淋覆盖率为100％～300％；
所述浓缩塔内烟气流量与所述终沉池进入浓缩塔的废水流量之比为20000～80000nm3/m3；
所述浆液分离设备和调酸分离设备分别独立选自离心机、带滤机或板框压滤机；
所述强制循环蒸发浓缩器内废水流速为1.5～3m/s；
所述酸雾吸收器为石墨吸收器。
技术总结