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根据2021年全国生态环境保护工作会议的数据，2020年燃煤电站超低排放装机容量为9.5×108 kW，超低排放机组容量占煤电机组容量的比例为88%[1]。超低排放技术的投运需要增加额外的成本，而运行成本是否被电价补贴覆盖决定了燃煤电厂超低排放系统能否在实现超低排放要求的同时亦实现经济性运行。目前国内外已有的相关研究中，针对SO2、NOx及PM控制技术成本的研究较为普遍。美国环保署[2]发布了《大气污染控制成本手册》，该手册对主流的NOx、SO2及PM控制技术的成本进行了测算。针对SO2控制技术，彭继文[3]针对125 MW及200 MW的燃煤机组的不同脱硫技术进行了经济性分析。对于125 MW机组，当煤质硫含量为1.09%时，采用石灰石-石膏湿法脱硫技术实现脱硫效率在95%以上时，增加单位发电成本0.023 7~0.024 3元·(kWh)−1。储益萍等[4]针对2006—2008年间投运的35台煤电机组(共计6 508 MW)进行了脱硫技术经济性分析，脱硫总投资1.95×109元，运行成本约0.015元·(kWh)−1。LIU等[5]对主要脱硫技术的成本及能耗进行了估算，石灰石-石膏法成本为0.007~0.029 6元·(kWh)−1；海水法脱硫技术成本为0.015 3~0.021 7元·(kWh)−1；循环流化床脱硫成本为0.009 8~0.020 8元·(kWh)−1。史建勇[6]建立了50~1 000 MW内石灰石-石膏法的经济性运行谱图，对于企业的运行有一定指导意义。金侃[7]主要探究了排放标准对石灰石-石膏法运行经济性的影响。LIU等[8]收集了全国范围内7家燃煤电厂脱硫系统的数据，脱硫技术包括石灰石-石膏法以及海水法2大类，得到了脱硫设备单位投资为216元·(kW)−1，平均发电增量成本为20.5元·(MWh)−1。生态环境部环境规划院[9]建立了火电行业SO2脱除成本模型，得到石灰石-石膏法SO2脱除成本平均值为3 400元·t−1，炉内脱硫法SO2脱除成本平均值为2 100元·t−1。
针对NOx控制技术，刘通浩[10]发现600 MW机组SCR改建工程单位投资为123元·(kW)−1，SCR新建工程单位投资为100元·(kW)−1。杜振等[11]通过调研48台容量为200~1 000 MW燃煤机组的SCR脱硝系统，得到不同容量机组平均脱硝成本为0.010 9~0.025 3元·(kWh)−1。冯淑娟[12]建立了工业锅炉脱硝技术经济模型。针对PM控制技术，CHEN等[13]对旋风分离器进行了成本分析，该研究考虑的主要成本包括能耗成本以及折旧成本。赵东阳等[14]得到了100 MW燃煤机组PM脱除成本约为1 000 MW燃煤机组的1.22倍。张晶杰等[15]调研了全国范围内267家电厂，对于100~1 000 MW燃煤机组，除尘成本在0.003 1~0.005 2元·(kWh)−1。
根据文献调研可知，已有的研究主要针对单一污染物控制装备，缺乏对于超低排放系统整体的研究。因此，需要建立超低排放系统的运行成本数据库，探究不同电价补贴政策下超低排放系统的运行经济性区间，以期为电厂超低排放系统的经济性运行提供参考并进一步探究结构性调整措施对污染物控制经济性的影响。
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目前，我国燃煤电站主要包含4条典型的超低排放技术路线[16]。典型技术路线1为SCR、ESP、WFGD和WESP的组合，通过湿式电除尘器实现细颗粒物以及SO3等的深度脱除；典型技术路线2为SCR、ESP和WFGD的组合，通过在脱硫吸收塔内加装高效除雾器，实现PM与SO2协同脱除；典型技术路线3为SCR、电袋复合除尘和WFGD的组合，电袋复合除尘器实现烟尘的一次脱除；典型技术路线4为CFB锅炉、SNCR、CFB脱硫塔和除尘器的组合，脱硝技术按实际情况选择SNCR或者SCR-SNCR技术。本研究针对长三角区域所属的安徽省、江苏省、浙江省、上海市4个省(市)燃煤电厂的超低排放技术路线的投运情况进行了调研。本次调研共涉及115台燃煤机组，其中安徽省42台、江苏省30台、浙江省37台、上海市6台，容量共计79 370 MW，具体的地理位置分布如图1所示。其中采用超低排放技术路线1的燃煤机组共65台，其总容量占比为57.4%(该比例即调研机组中投运湿式电除尘器的机组容量占调研机组容量的比例)；采用超低排放技术路线2的燃煤机组共41台，其总容量占比为37.8%；采用超低排放技术路线3的燃煤机组共7台，其总容量占比为4.4%；采用超低排放技术路线4的燃煤机组共2台，总容量占比为0.4%(表1)。由此可见，超低排放技术路线1(SCR、ESP、WFGD和WESP的组合)在长三角区域内应用广泛。
对于典型技术路线1，SO2脱除的核心技术均为湿法烟气脱硫(WFGD)技术。WFGD技术包括石灰石-石膏法、海水法、氨法等，我国应用最为普遍的是石灰石-石膏湿法脱硫技术。石灰石-石膏脱硫系统的主要组成部分包括吸收脱除系统、脱硫吸收剂制备系统、副产物脱水系统、烟气系统、工艺水系统以及仪控系统等。NOx的超低排放均通过低氮燃烧技术与SCR脱硝技术的组合实现。SCR脱硝技术主要是通过在装有催化剂的SCR反应器中注入还原剂，将NOx还原为N2，常用的还原剂有液氨和尿素溶液。对于典型技术路线1，含尘烟气在ESP内进行一次除尘，在湿式电除尘器内进行二次除尘，同时湿法脱硫吸收塔也有一定的除尘效果。
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结合工程案例以及相关研究成果[6-7, 17-20]，污染物控制技术运行成本评估主要考虑变动成本以及固定成本。变动成本即在污染物控制系统运行过程中，随着运行状态的变化而发生改变的物料、能耗成本等；固定成本即不随系统运行状态的变化而发生改变的成本。具体计算方法见式(1)。
式中：
C 为污染物控制系统年运行成本[6-7, 17-18]，元；i为污染物，例如SO2、NOx、PM等；j为不同脱硫、脱硝、除尘技术，例如WFGD、SCR、ESP/WESP等；Ci,j,fix 为第i种污染物第j种控制技术固定成本，元；Ci,j,var 为第i种污染物第j种控制技术可变成本，元。污染物控制技术运行经济性的评价指标为基于燃煤机组发电量的经济性评价指标[20]。该指标的含义为燃煤机组发电1 kWh，对应的污染物治理系统需要投入的成本。该指标的具体计算方法见式(2)。
式中：
CG,i,j 为第i种污染物第j种控制技术运行经济性的评价指标，元·(kWh)−1；Ci,j 为第i种污染物第j种控制技术的年运行成本，元；q 为负荷；Q 为机组容量，MW；ty 为年运行时间，h。 -
机组容量对超低排放系统运行经济性的影响如图2所示。典型情景设置为：机组容量范围100~1 000 MW，燃煤硫分为0.5%~2.0%，SCR脱硝的NOx入口浓度为400 mg·m−3，PM初始浓度为15 g·m−3，运行时间为5 500 h。燃煤机组采用的超低排放技术路线为SCR、ESP、WFGD和WESP的组合。所有的燃煤机组均实现超低排放。在给定参数下，超低排放系统运行成本为0.026~0.054 元·(kWh)−1。当硫分为1.0%时，随着机组容量由100 MW增至1 000 MW，超低排放系统运行成本由0.051元·(kWh)−1降至0.027 元·(kWh)−1。机组容量与超低排放系统运行成本成反比关系。由此可见，相对于小机组而言，大机组的超低排放系统具有更好的运行经济性。在给定参数下，WFGD系统的成本占超低排放系统运行成本的比例为44%~54%。当硫分为1.0%时，随着机组容量的增加，WFGD系统的成本占比由46%增至50%，降低脱硫系统的运行成本对于整个超低排放系统实现经济性运行具有重要意义。对于脱硝系统，通过先进控制实现精准喷氨，可降低SCR的物耗成本。从整个系统的角度考虑，可以考虑污染物控制装置的协同脱除性能，通过参数的优化组合，实现运行成本的优化。
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进一步探究了在不同煤质/运行时间共同作用情况下超低排放系统的运行经济性，结果如图3和图4所示。参数设置：硫分0.3%~2.0%，运行时间4 000~7 000 h，机组容量600~1 000 MW，脱硝系统NOx入口浓度400 mg·m−3，PM初始浓度15 g·m−3。所有的机组均实现超低排放。以上所有的情景可以根据电价补贴划分为4个区间(表2)：脱硫电价补贴0.015 元·(kWh)−1，脱硝电价补贴0.01 元·(kWh)−1，除尘电价补贴0.002 元·(kWh)−1(三者合计0.027 元·(kWh)−1)；如果燃煤机组在2016年1月1日之前实现超低排放，可以有0.01 元·(kWh)−1的电价补贴(合计0.037 元·(kWh)−1)；如果燃煤机组在2016年1月1日之后完成超低排放改造，那么可以有0.005 元·(kWh)−1的电价补贴(合计0.032 元·(kWh)−1)。对应的这4个经济性区间分别为：① > 0.037 元·(kWh)−1；② (0.032, 0.037] 元·(kWh)−1；③ (0.027, 0.032] 元·(kWh)−1；④ ≤ 0.027 元·(kWh)−1。
由图3可看出：对于600 MW机组超低排放系统而言，当运行时间为4 000~6 000 h，不存在经济性区间Ⅳ；当运行时间增至6 500 h、燃煤硫分保持在0.43%以下时，运行成本位于经济性区间Ⅳ；当运行时间增至7000 h、燃煤硫分保持在0.79%以下时，则此时运行成本位于经济性区间Ⅳ。由图4可看出：对于1 000 MW机组超低排放系统，当运行时间为4 000~ 4 500 h，不存在经济性区间Ⅳ；运行时间增至6 000 h、燃煤硫分不超过1.3%时，运行成本位于经济性区间Ⅳ；运行时间增至6 500 h、燃煤硫分不超过1.63%时，取消超低排放补贴也可实现经济性运行；运行时间为7 000 h、燃煤硫分在1.93%以下，超低排放补贴取消也可实现经济性运行；对于600 MW或1 000 MW机组，随着运行时间的延长，区间Ⅳ的范围逐步扩大。
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为了探究“上大压小”策略对于燃煤机组超低排放系统的运行经济性的影响，本研究中设置了以下情景：情景1，30台100 MW燃煤机组；情景2，15台200 MW燃煤机组；情景3，10台300 MW燃煤机组；情景4，5台600 MW燃煤机组；情景5，3台1 000 MW燃煤机组。在这5种情景下，燃煤机组的发电量相同。假设燃煤机组采用的超低排放技术路线均为SCR、ESP、WFGD和WESP的组合。机组的年运行时间设置为5 500 h。煤中硫含量设置为1.0%。SCR系统入口NOx浓度为200 mg·m−3，颗粒物的初始浓度设置为15 g·m−3，所有机组均实现超低排放。该策略对污染物控制技术运行经济性的影响如图5~图7所示。从运行经济性的角度考虑，对于SO2、NOx和PM控制技术，5种情景的优先顺序均为 “情景5 > 情景4 > 情景3 > 情景2 > 情景1”。即5种情景中，污染物控制经济性最优的情景为情景5，污染物控制经济性最差的情景为情景1。由图5可看出：对于SO2控制技术，5种情景的年运行成本为1.487×108~2.572×108元。由情景1优化至情景3，SO2控制年运行成本下降幅度为27.1%。由情景3优化至情景5，SO2控制年运行成本下降幅度为20.7%。由图6可看出：对于NOx控制技术，5种情景的年运行成本为5.24×107~ 1.041×108元。由情景1优化至情景3，NOx控制年运行成本下降幅度为30.5%。由情景3优化至情景5，NOx控制年运行成本下降幅度为27.6%。由图7可看出：对于PM控制技术，由情景3优化至情景5，PM控制年运行成本下降幅度为34.4%。
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1)在调研的长三角地区115台燃煤机组(共计79 370 MW)中，采用超低排放技术路线1的机组容量占比为57.4%。
2)机组容量和运行时间与超低排放系统运行经济性成正相关，硫分与超低排放系统运行经济性成负相关。根据环保电价补贴划分了4个区间，分别为> 0.037、(0.032, 0.037]、(0.027, 0.032]、≤ 0.027 元·(kWh)−1(分别称为区间Ⅰ~区间Ⅳ)。当超低排放电价补贴为0时，600 MW以及1 000 MW燃煤机组超低排放系统仍然存在区间Ⅳ。
3)结构性优化策略“上大压小”能够降低污染物控制成本。3台1 000 MW燃煤机组的情景较10台300 MW燃煤机组的情景而言，在实现相同发电量的情况下，SO2控制年运行成本下降幅度为20.7%，NOx控制年运行成本下降幅度为27.6%，PM控制年运行成本下降幅度为34.4%。
燃煤机组超低排放系统成本分析及经济性运行策略
Cost analysis and economic operation measures for ultra-low emission system of coal-fired unit
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摘要: 为了探究典型燃煤机组超低排放系统的经济性运行区间以及经济性优化策略，建立了长三角区域115台燃煤机组(共计79 370 MW)超低排放技术路线数据库；通过建立污染物控制技术成本评估模型，探究了机组容量、煤质、运行时间和“上大压小”策略对运行成本的影响。针对典型超低排放技术路线，机组容量由100 MW增加至1 000 MW时，超低排放系统运行成本由0.051元·(kWh)−1下降至0.027元·(kWh)−1。根据环保电价补贴，将超低排放系统运行成本划分成了4个区间。当超低排放电价补贴为0时，600 MW及1 000 MW机组超低排放系统原有的环保电价补贴仍可满足超低排放系统运行的成本要求。“上大压小”策略可以显著降低污染物控制成本，在实现相同发电量的情况下，如果用3台1 000 MW燃煤机组替代10台300 MW燃煤机组，SO2、NOx及PM控制年运行成本下降幅度分别为20.7%、27.6%和34.4%。本研究结果可为燃煤电厂超低排放系统的经济性运行提供参考。Abstract: In order to explore the economic operation range and economic optimization strategy of the ultra-low emission (ULE) system for coal-fired units, the database of ULE technology routes for 115 coal-fired units (79 370 MW) in the Yangtze River Delta region was established. Through the establishment of a cost evaluation model for pollutant control technology, the impact of unit capacity, coal quality, operating hour, and the strategy of constructing large units and restricting small ones on the operating cost was investigated. For the typical ULE technical route, the operating cost of the ULE system decreased from 0.051 Yuan·(kWh)−1 to 0.027 Yuan·(kWh)−1 with the unit capacity increasing from 100 MW to 1 000 MW. The operating cost of the ULE system was divided into 4 ranges on the basis of the environment-protecting electricity price subsidy policy. When the ULE electricity price subsidy was cancelled, the original environment protection price subsides for ULE systems of 600 and 1000 MW coal-fired units could still cover the operating cost of ULE system. The “constructing large units and restricting small ones” strategy could significantly reduce the cost of pollutant control. When ten 300 MW coal-fired units were replaced by three 1 000 MW coal-fired units, the annual operating costs of SO2, NOx and PM control decreased by 20.7%, 27.6% and 34.4%, respectively. The results of this study can provide a reference for the economic operation of ULE systems in coal-fired power plants.
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Key words:
- coal-fired unit /
- ultra-low emission /
- cost analysis /
- economic optimization
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我国大部分油田已进入高含水开采期。油田在生产开发过程中产生大量的采出水，而热采工艺需要消耗大量的蒸汽，蒸汽的水源主要是自来水，导致采出水处理量和回注量逐年增加[1]，同时也消耗了大量的淡水资源。为了解决这一难题，近年来对采出水资源化进行了较多的研究[2]。
资源化利用的关键是解决采出水中含油量、悬浮物、矿化度、硬度过高的问题[3]。目前，较为成熟的技术是MVR[4-5]和反渗透工艺。MVR工艺的优点是产水率高，适用于高矿化度水质，但由于其成本较高、核心技术不易掌握，限制了推广范围，而反渗透工艺在一定程度上克服了这些缺点。反渗透膜不仅能有效去除有机物、降低COD，而且具有优异的脱盐效果[6]。采出水进行反渗透处理前通常需要利用超滤工艺进行预处理，超滤的主要作用是为了去除水中的悬浮物和细菌，以达到保护反渗透膜的目的。超滤工艺之前也需要进行预处理，主要是为了减轻采出水中原油对超滤膜的污染问题，以延长超滤膜的使用寿命。常用的超滤预处理工艺有混凝沉降、多介质过滤、生化，其中生化工艺对原油的去除较为彻底，能耗较低，是一种较为理想的超滤预处理工艺。油田采出水利用生化双膜工艺制备锅炉用水技术尚未大规模推广，笔者[7-8]通过近2年的生化超滤工艺和7个月的生化双膜工艺研究发现，油田采出水利用生化双膜工艺制备锅炉用水，实现采出水的资源化利用是非常有前景的，既具有经济效益，又具有社会效益。
在之前的研究[9]中已对预处理及生化工艺进行了详细介绍。本研究重点研究了超滤进水悬浮物与超滤膜污染之间的关系，分别考察了反渗透进水压力、进水温度对产水率、膜通量和透盐率的影响。
1. 水质分析及工艺流程
1.1 水质分析
对采出水的水质进行了多次检测，水质较为稳定：pH=7.55、温度为48 ℃、SS为50 mg∙L−1、含油量为127 mg∙L−1、COD为376 mg∙L−1、BOD为125 mg∙L−1、
HCO−3 为614 mg∙L−1、总硬度为1 400 mg∙L−1、TDS为18 100 mg∙L−1、电导率为30 348 μs∙cm−1。以上结果表明，采出水具有高含油、高矿化度、高COD的特点，将采出水用于锅炉给水必须进行脱盐，脱盐采用的工艺为反渗透，反渗透对进水水质有一定的要求，因此，需要对采出水进行降温、除油、降COD、降悬浮物等预处理。1.2 工艺流程
整套流程包括预处理、生化、超滤、反渗透4个部分，超滤前部分自2018年6月开始运行，2019年10月接入反渗透流程，整套工艺流程如图1所示。
1)预处理包括气浮和降温2个单元。来水首先进行气浮工艺，处理能力为10 m3∙h−1，可去除大部分含油和悬浮物，降低生化部分负荷。风式冷却塔将来水的温度由48 ℃降低到35 ℃以下，为微生物提供合适的生长温度。生化采用的是MBBR工艺，生化池的有效体积为100 m3。加入填料40 m3，材质为HDPE，直径为25 mm，高为10 mm。活性污泥为2 000 mg∙L−1，功能菌种的发酵液为6 m3，初期加入碳源、氮源，7 d后生化运行正常，不再加入碳氮等营养物质。生化曝气采用的是罗茨风机，风量为4 m3∙min−1，沉降采用拉美兰沉降池，停留时间为2 h。连续检测生化后采出水的含油量，并与来水和气浮后对比。
2)超滤采用PVDF管式中空纤维膜，过滤精度为30 nm，过滤方式采用的是死端过滤，超滤综合产水率大于97%。在线检测超滤进水压力、浓水压力、产水压力，并计算跨膜压差。每2 d人工检测1次超滤进水悬浮物，记录同一时间的跨膜压差，分析悬浮物对膜污染的影响。不定期检测超滤产水含油量、悬浮物和pH。
跨膜压差根据式(1)进行计算。
ΔP=(P1+P2)/2−P3 (1) 式中：ΔP为跨膜压差，MPa；P1为进水压力，MPa；P2为浓水压力，MPa；P3为产水压力，MPa。
3)反渗透采用的是陶氏提供的专用反渗透膜。进水泵为固定频率，最高可提供2.3 MPa的进水压力，通过控制浓水阀门调节进水压力。通过调节风式冷却塔和系统进水量调节整个系统水温。在线检测系统的进水压力、进水量、产水量、浓水量、温度、电导率，并计算产水率和膜通量。分析进水压力、进水温度与产水率、膜通量、透盐率的关系。不定期检测反渗透产水的含油量、悬浮物、矿化度、硬度和pH。
反渗透过程中膜通量根据式(2)进行计算。产水率根据式(3)进行计算。
Jw=A(ΔP−ΔPs) (2) 式中：Jw为膜通量，L·(m2·h)−1；A 为纯水渗透系数；ΔP为膜两侧压力差，MPa；ΔPs为膜两侧渗透压差，MPa。
K=0.001JwS/Q (3) 式中：K为产水率；Jw为膜通量，L·(m2·h)−1，S为膜面积，m2；Q为进水量，m3·h−1。
2. 结果与讨论
2.1 采出水经过预处理和生化后含油量的变化
采出水经过气浮和生化后的含油量指标变化如图2所示。来水平均含油量为127 mg∙L−1；气浮出水平均含油量为5.14 mg∙L−1；生化出水平均含油量为0.63 mg∙L−1。
气浮可以去除大部分原油，去除率为96.0%，剩余的4%原油为乳化油和溶解油，均匀分布在采出水中，原油直径小于10 µm，如图3所示。这部分原油利用絮凝和其他常规的方法难以去除，而功能性菌种具有较高的浓度和较大的比表面积，可以比较彻底地降解这部分剩余原油，降解率为3.6%。
2.2 超滤跨膜压差的变化
每2 d取一组跨膜压差，跨膜压差的变化如图4所示。实验总共选取了174组数据，由于来水水源某些参数的变化，导致生化后采出水的悬浮物含量增加。前102组数据为来水水源变化前数据，进水悬浮物平均为13.16 mg∙L−1，ΔP的增加速度为0.000 046 2 MPa·d−1，即每年增加0.016 9 MPa，后72组数据为来水水源变化后数据，悬浮物平均为29.38 mg∙L−1，ΔP的增加速度为0.000 045 9 MPa·d−1，即每年增加0.016 8 MPa。对于生化处理后的油田采出水，超滤进水中悬浮物的数量与ΔP的增加速度无关。即在一定范围内，超滤膜的污染速度与进水悬浮物的数量无关。
跨膜压差为超滤膜运行的重要指标之一，其增大速度主要表征超滤膜污染的程度，一般跨膜压差达到0.06 MPa需要对超滤膜进行化学清洗，那么第1次化学清洗，需要的时间为(0.06-0.018 2)/0.016 8 = 2.5 a。由此可见，经过生化处理后的采出水悬浮物虽然较高，但是对超滤膜污染程度较小。
在运行过程中，跨膜压差A、B、C、D、E、F等6个点较前一数据降低了0.001 MPa，原因是由于这6个点对应的悬浮物较前一数据均有较大幅度的波动。由此可见，进水悬浮物数值短时间较大波动会引起跨膜压差暂时增高或降低，当悬浮物数值正常后，跨膜压差可以恢复到前期水平。
2.3 进水压力、进水温度与产水率、膜通量、透盐率的关系
1)通过调节浓水阀调节进水压力，产水率及膜通量的变化如图5所示，透盐率的变化如图6所示。产水率随着进水压力的增大而增加，进水压力每增加0.1 MPa，产水率增加13%~37%，膜通量增加9%~33%。根据LONSDALE等[10]提出的溶解－扩散模型，进水压力增加的同时，跨膜压差增加，导致Jw增大。在膜通量Jw增加的同时，Q减小，K增大，并且K增大的速度大于Jw增大的速度。透盐率随着进水压力的增大而减小，进水压力每增加0.1 MPa，透盐率减小3%~14%。
图 5 进水压力与产水率、膜通量的关系(30 ℃)Figure 5. The relationship between influent pressure, water yield and membrane flux (30 ℃)
图 6 进水压力与透盐率关系(30 ℃)Figure 6. The relationship between influent pressure and salt permeability (30 ℃)增加进水压力的方式有2种：方式A，调节浓水阀，减小浓水流量；方式B，增加进水泵频次。进水压力增加的同时可以带来其他参数的变化，结果如表1所示。本研究采用方式A提高进水压力。
表 1 不同调节方式提高进水压力对比Table 1. Comparison of the increase of inlet water pressure responding to different regulation methods调节方式 进水压力 浓水压力 进水量 浓水量 产水量 产水率 膜通量 透盐率 A 增大 增大 减小 减小 增大 增大 增大 减小 B 增大 增大 增大 增大 增大 增大 增大 减小 | Show Table
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有研究[11]表明，采用方式A增加进水压力可以提高透盐率，与本实验结果相反，文献中关于浓差极化变化的观点无法解释本实验的现象。有研究[12-18]表明，采用方式B增加进水压力，进水量、浓水量和产水率随之增加，浓水量的增加导致了膜表面浓差极化现象减弱，因此进水侧膜表面离子浓度减小，从而导致产水的离子浓度降低，即透盐率降低。但方式B增加进水压力导致浓差极化减小的结论需要论证，浓差极化的变化取决于膜表面水流的径向速度和纵向速度，径向速度变大可增强浓差极化现象，纵向速度变大可减弱浓差极化现象。如表2所示，2种方式的产水率均有所增大，因此，V径/V纵值均增大。在方式A和方式B中，提高进水压力均会导致浓差极化现象增强。
表 2 不同调节方式对膜表面水流速度影响Table 2. The effect of different regulating methods on the flow velocity of membrane surface调节方式 V径 V纵 V径/V纵 A 增大 减小 增大 B 增大 增大 增大 | Show TableDownLoad:
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笔者认为，根据选择吸附毛细管理论，RO膜表面的浓差极化现象增加导致膜表面的各种离子浓度增加，相互排斥作用加强，因此，各种离子透过RO膜难度增大。随着进水压力的增大，膜通量和透盐量同时增加，而透盐量增加的速度小于膜通量增加的速度，因此，产水的含盐量减小，透盐率减小。本研究结果表明，在一定范围内，如果只考虑透盐率因素，增加反渗透工艺的浓差极化可以降低透盐率。综上所述，在一定范围内，提高进水压力既可以增加产水率，又可以降低透盐率，有利于整套系统的运行。
2)通过调节风式冷却塔和系统进水量改变RO进水温度，产水率及膜通量的变化如图7所示，透盐率的变化如图8所示。在压力不变的情况下，产水率随着水温的升高而增加，进水温度每升高1 ℃，产水率增加约0.25%，膜通量增加约0.47%，随着温度升高，水的粘度变小，因此，膜通量和进水量均有增加。根据式(3)可知，进水量Q随着温度的增加而升高，因此，膜通量Jw增加的速度大于产水率K增加的速度。在压力不变的情况下，透盐率随着水温的升高而升高，进水温度每升高1 ℃，透盐率增加约6.7%。水温的升高同样会导致透盐率的增大，这主要是因为盐分透过膜的扩散速度会因水温的升高而加快[19]。
图 7 进水温度与产水率、膜通量的关系(2.0 MPa)Figure 7. The relationship between influent temperature and water yield, membrane flux (2.0 MPa)
图 8 进水温度与产水率、膜通量的关系(2.0 MPa)Figure 8. The relationship between influent temperature and salt permeability (2.0 MPa)综上所述，在一定范围内，提高RO系统进水温度可以增加产水率和透盐率，整套系统可以根据产水水质和水量的要求以调节进水温度。
2.4 生化双膜工艺各个节点的指标变化
对整个流程各个节点的指标进行检测，并与锅炉给水[20]指标进行对比，结果如表3所示。含油量、悬浮物和矿化度等指标完全满足锅炉给水的要求。
表 3 工艺节点水质变化Table 3. Changes in the water quality of the process nodes工艺节点 含油量/(mg∙L−1) 悬浮物/(mg∙L−1) 矿化度/(mg∙L−1) 硬度/(mg∙L−1) pH 来水 127 50 18 100 1 440 7.55 生化 0.63 19.92 7.32 超滤 0.2 0.2 7.31 RO 0 0 81 0.36 6.86 锅炉给水 ≤2 ≤2 ≤7 000 ≤0.1 7.5~11 | Show TableDownLoad:
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pH由7.31下降到6.86，这是因为RO膜可以脱除溶解性的离子而不能脱除溶解性的气体，产水中的CO2和进水中CO2的基本相等，而产水中
HCO−3 大幅度减少，由于水中的CO2和HCO−3 存在平衡方程(式(4))，因此，原有的平衡被打破，平衡方程式向右移动，导致H+浓度增加，故导致pH下降。CO2+H2O⇌HCO−3+H+ (4) RO水中的硬度和pH未达到锅炉给水的标准，使用常规的树脂交换可以除掉残余硬度，用液碱可以调节pH，在此不做深入研究。
3. 结论
1)油田采出水经过气浮后，剩余的原油以乳化油和溶解油的形态存在，直径小于10 µm，经过生化处理后，水中的剩余原油为0.63 mg∙L−1，满足超滤膜的进水要求。
2)生化处理后的油田采出水，对超滤膜的污染程度很小，在一定范围内，水中的悬浮物含量与膜污染速度无关，跨膜压差ΔP的增加速度为0.000 046 2 MPa·d−1；进水悬浮物数值短时间较大波动会引起跨膜压差的暂时升高或降低，当悬浮物数值恢复正常后，跨膜压差可以恢复到前期水平。
3)增大反渗透进水压力会导致产水率增加、膜通量增加、透盐率降低，产水率和膜通量增加是膜两侧压力差增大的结果，透盐率降低，是浓差极化加强导致的结果；升高进水温度会导致产水率增加、膜通量增加、透盐率增加，产水率和膜通量增加是水粘度变小的结果，透盐率升高，是水中的离子扩散速度变大的结果。
4)油田采出水利用生化双膜工艺制备锅炉用水的方法是可行的。处理后的水质含油量为0 mg∙L−1、悬浮物为0 mg∙L−1、矿化度为81 mg∙L−1，可以达到锅炉给水的要求；而硬度和pH达不到锅炉给水的标准，需要进一步处理。
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图 1 调研燃煤机组及其地理位置分布
Figure 1. Coal-fired power units and their geographical distribution investigated in this study
图 2 机组容量对超低排放系统运行成本的影响
Figure 2. Effect of unit capacity on the operating cost of ULE system
图 3 不同硫分与运行时间下600 MW燃煤机组超低排放系统运行成本
Figure 3. Operating cost of ULE system for 600 MW coal-fired power unit affected by sulfur content & annual operating hour
图 4 不同硫分与运行时间下1 000 MW燃煤机组超低排放系统运行成本
Figure 4. Operating cost of ULE system for 1000 MW coal-fired power unit affected by sulfur content & annual operating hour
图 5 “上大压小”策略对SO2控制技术运行经济性的影响
Figure 5. Annual operating cost of SO2 control technology affected by the “constructing large units and restricting small ones” strategy
图 6 “上大压小”策略对NOx控制技术运行经济性的影响
Figure 6. Annual operating cost of NOx control technology affected by the “constructing large units and restricting small ones” strategy
图 7 “上大压小”策略对PM控制技术运行经济性的影响
Figure 7. Annual operating cost of PM control technology affected by the “constructing large units and restricting small ones” strategy
表 1 调研燃煤机组超低排放技术路线分布
Table 1. ULE technical routes distribution of the coal-fired power units investigated in this study
技术路线 机组台数 总容量/MW 1 65 45 580 2 41 30 000 3 7 3 490 4 2 300
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表 2 燃煤机组超低排放系统运行成本区间划分
Table 2. Division of operating cost of ULE system for coal-fired units
区间 运行成本范围/(元·(kWh)−1) Ⅰ > 0.037 Ⅱ (0.032, 0.037] Ⅲ (0.027, 0.032] Ⅳ ≤ 0.027
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