为了减少结晶器的能耗，假设浓缩减量环节出口的液体中NaCl和Na2SO4浓度为对应温度下饱和溶液的浓度。

脱硫废水零排放处理系统主要分为预处理单元、浓缩减量单元和结晶分盐单元，见图1。针对不同的浓缩减量技术，假设预处理单元和结晶分盐单元都相同。

脱硫废水软化预处理环节采用Ca(OH)2 + Na2CO3双碱法，处理后的水质指标见表1。由表1可以看出：经过软化处理后，废水中钙离子的质量分数小于0.005‰，镁离子的质量分数小于0.001‰，悬浮物的质量分数小于0.001‰，可以避免下游蒸发浓缩结晶过程中结垢。

脱硫废水经过预处理后，废水中主要的无机离子为Na+、Cl-和SO42-，占溶解性总固体的比例通常大于90%。直接经蒸发浓缩处理后得到混合杂盐。结晶杂盐遇水易溶解，且通常含有有机物甚至重金属，属于固体废弃物。因此在蒸发结晶过程中实现分盐，可以提高结晶盐的资源化效率，降低综合处理成本。分盐结晶实质是利用NaCl、Na2SO4等物质浓度及溶解度差异，在蒸发过程中控制合适的运行温度和浓缩倍数来实现盐的分离。

根据预处理后的脱硫废水三元体系相平衡图（Na+/Cl-、SO42--H2O）确定分盐结晶工艺流程，如图2所示，分为五个阶段：蒸发浓缩阶段、Na2SO4蒸发析晶阶段（343.15 K）、Na2SO4·10H2O冷却析晶阶段（273.15 K）、NaCl蒸发析晶阶段（343.15 K）、杂盐蒸发结晶（343.15 K）。

1.1 多效蒸发系统

多效蒸发系统采用三效蒸发器对脱硫废水进行浓缩，蒸发器和物料流程采用顺流流程，根据蒸发器热源不同，设计了两种多效蒸发流程，见图3。

图3 多效蒸发工艺流程

多效蒸发系统的热源可以来自电厂低压缸抽汽，也可以采用烟气驱动的低温多效蒸发系统。图3a为传统的以生蒸汽为热源的三效蒸发系统（MEE-S）流程示意图。经过预处理的脱硫废水分别经过一效至三效蒸发后逐级浓缩；生蒸汽（压强：0.5 MPa，温度：151.9 ℃）由一效加入，每效包括加热器与分离器，物料与生蒸汽或者上级过来的二次蒸汽在加热器中换热，然后进入分离器闪蒸，形成的二次蒸汽进入下一效。最后一效的二次蒸汽通过冷凝器冷凝成液态水后汇流至二次冷凝水罐。一效至三效蒸发器压力分别为54 kPa、39 kPa、29 kPa。

基于烟气驱动的低温三效蒸发浓缩工艺流程（MEE-G），见图3b。约50%的多效蒸发的冷凝液，经除尘器出口低温烟气（132 ℃）加热后，获得90 ℃-97 ℃的饱和蒸汽作为一效蒸发器热源。烟气加热器的热量衡算，需要根据蒸发任务确定生蒸汽耗量进行计算。

1.2 MVR系统

对于MVR蒸发浓缩工艺来说，当处理高浓度含盐废水时，如果沸点升高值过大，则使得换热器的有效传热温差降低，从而造成压缩机需要提高较高的温度来克服沸点升高的影响，使得系统能耗过高。文献认为：对于MVR蒸发系统，当溶液沸点升高超过15 ℃时，单级蒸汽压缩机提升的二次蒸汽温度不能维持蒸发过程中的有效传热温差，需要采用二级MVR或分级压缩系统。图4给出了基于表1预处理后脱硫废水水质特性的含盐溶液在不同蒸发温度下沸点升高值变化规律。可知蒸发浓缩阶段沸点升高值不到10 ℃，因此本文采用单级MVR系统（MVR-S），见图5。

预处理后的脱硫废水首先在凝结水预热器和浓缩液预热器中进行预热，预热后废水与循环液一起进入蒸发器中，蒸发压力取29 kPa。在蒸发器内被压缩蒸汽加热，蒸发器产出的二次蒸汽经压缩机压缩至45 kPa，作为蒸发器热源。压缩机出口蒸汽一般为过热蒸汽，不利于蒸发器中的换热，因此在进入蒸发器前，引入少量冷凝水，用于消除蒸汽过热度。与多效蒸发系统相比，MVR系统不需要二次蒸汽冷却水系统。

1.3 耦合MVR的多效蒸发系统

对于单级MVR系统，压缩机处理的蒸汽量为浓缩阶段需要产出的全部二次蒸汽，且废水沸点升高值较大，因此耗功较大。降低压缩机功率的一个可行方法是：首先在较低浓度下对进料废水进行预浓缩，然后再经MVR进一步蒸发水分至设定浓度。考虑到系统热集成，采用两个闪蒸罐和进料预热器来降低系统能耗，设计了耦合MVR的多效蒸发系统（MEE-MVR），见图6。

预处理后的脱硫废水经预热器被加热至74 ℃，然后送入低压蒸发器（60 kPa），产出的浓缩液送入高压蒸发器（76 kPa），最终得到浓缩液送至结晶单元。设置了两个闪蒸罐，用于回收部分蒸汽热能。其中低压蒸发器产出的二次蒸汽与来自闪蒸罐-2出口蒸汽混合后，经压缩机加压升温后（压缩机出口压力155 kPa），作为高压蒸发器蒸发热源；然后经过闪蒸罐-1后回收部分蒸汽，与高压蒸发器产生的二次蒸汽混合，作为低压蒸发器的热源。此外，进料预热器热源为闪蒸罐-2出口冷凝水。与单效MVR系统相比，压缩机处理的蒸汽流量大大减小，尽管其压比略有增加，但系统压缩机功耗将会降低。