電廠高硫煤超低排放中單塔單循環(huán)高效先進工藝路線的優(yōu)化

楊家軍，章志遠

(1.浙江德創(chuàng)環(huán)?？萍脊煞萦邢薰?，浙江 杭州 310012；2.杭州最清環(huán)?？萍加邢薰?，浙江 杭州 310012)

國務院于2013年9月發(fā)布了《大氣污染防治行動計劃》，明確要求我國火電燃煤機組煙氣在“十三五”期間實現(xiàn)“50355+53”(NOx排放濃度小于50 mg/Nm3，SO2排放濃度小于35 mg/Nm3，煙塵排放濃度小于5 mg/Nm3，SO3排放濃度小于5 mg/Nm3，汞排放濃度小于3 mg/Nm3)的“超低排放”目標。目前在高粉塵的超低排放處理工藝上，尾部加裝濕式電除塵裝置似乎成了標準配置，而在高硫煤的超低排放處理工藝上，也基本上采用單塔雙循環(huán)、雙塔雙循環(huán)的新型技術路線[1]，基本摒棄了傳統(tǒng)的單塔單循環(huán)的煙氣脫硫處理工藝，究其原因主要在于沒有充分挖掘單塔的脫硫和協(xié)同除塵能力。

貴州某電廠高硫煤煙氣脫硫系統(tǒng)在我國超低排放標準頒布之前，采用的是傳統(tǒng)的常規(guī)大濕法單塔煙氣脫硫處理工藝，至今無法滿足超凈低排放的要求。經過創(chuàng)新優(yōu)化升級，該廠高硫煤超低排放中單塔單循環(huán)煙氣脫硫系統(tǒng)的改造工程于2017年10月順利通過了環(huán)保驗收。該煙氣脫硫系統(tǒng)自投運以來，系統(tǒng)運行良好，各項性能指標均滿足且優(yōu)于設計值，其中脫硫效率高達99.72%，SO2排放濃度小于35 mg/Nm3，粉塵排放濃度小于5 mg/Nm3，排煙溫度大于80℃，實現(xiàn)了連續(xù)穩(wěn)定達標運行，值得推廣。

1 工程概況

貴州某電廠原大濕法煙氣脫硫系統(tǒng)運行時間已有2年，該工程項目現(xiàn)場布置條件非常緊湊，1#、2#吸收塔分別緊鄰布置在煙囪的東西兩側,吸收塔底部漿池外壁與煙囪外壁之間的凈距離僅有3.9 m,也就是說根本沒有多余的場地來布置第二個吸收塔或者箱罐;吸收塔出口與煙囪的接口之間的對接煙道長度也僅4 m(見圖1),也就是說吸收塔在高度上也完全沒有多余的改造空間,吸收塔出口的中心標高(+38.455 m)也基本上不可能再做任何的改動，否則塔體抬升導致出口煙道傾斜后將無法滿足吸收塔出口煙氣流量計、 CEMS取樣點的環(huán)保安裝要求。

原大濕法脫硫系統(tǒng)設計含硫量為4.5 %，SO2原始濃度為12 688 mg/Nm3，屬于典型的貴州高硫煤，脫硫效率設計值為98.5%，SO2排放濃度為190 mg/Nm3，粉塵排放濃度為30 mg/Nm3，無法滿足超凈排放的要求。如要滿足超凈排放的要求，需將脫硫效率提升至99.72%，粉塵脫除效率提升至接近90%。然而,鑒于該工程項目現(xiàn)場苛刻的布置條件,時下新型的單塔雙循環(huán)、雙塔雙循環(huán)技術路線根本無法實施，而要突破這一瓶頸，也只有在原來的一次除塵和單塔上實施相應的升級改進措施。鍋爐原始煙氣參數詳見表1。

表1 鍋爐煙氣參數

2 傳統(tǒng)的大濕法單塔單循環(huán)煙氣脫硫處理工藝的技術改造

2. 1 一次除塵的改造

現(xiàn)有的一次除塵為常規(guī)布袋除塵器，粉塵排放濃度只能達到50 mg/Nm3，如果不進行改造，后續(xù)單塔根本無法完成粉塵超低排放的要求，若在尾部增加濕式電除塵裝置，則場地條件又不允許，因此只能對現(xiàn)有布袋除塵器進行升級改造，使其粉塵排放濃度在10 mg/Nm3以下。理論上有兩種升級改造方案可供選擇：一是采用電袋方案；二是將現(xiàn)有濾料PPS升級為高精過濾濾料。前一種方案需要改變原有的布袋框架結構，將布袋的前室改造為一電場靜電除塵器，且需要對現(xiàn)有立柱、基礎進行加固，工程量和一次投資都較大，不建議采納；后一種方案只需要對現(xiàn)有濾袋進行升級即可，可選用梯度濾料[2]，濾料結構為“PPS基層+PTFE基布+PPS基層+超細PPS面層”(見圖2)，且濾料纖維之間的間隙控制在1 μm左右，能有效阻擋細粉塵和PM2.5通過濾袋，完全可以保證粉塵排放濃度在10 mg/Nm3以下。

圖2 濾料結構Fig.2 Filter material structure

2. 2 單級吸收塔的改造

經美國ALSTOM公司物料平衡軟件理論計算可知，該工程組單級吸收塔改造后液氣比為41.85 L/m3，相比改造前的32.27 L/m3提升了30 %，但需要配置8層噴淋層，每層流量為4 400 m3/h，比改造前增加了2層噴淋層。然而，8層噴淋層的配置已經超出單級噴淋塔的設計極限[3]，國內并未有類似的工程項目案例，尤其是在當下的超低排放改造中更是顯得鳳毛麟角。為突破這一瓶頸，亟需采取多種協(xié)同處理措施。筆者認為，雖然8層噴淋層潛在的風險主要在于最上層噴淋層噴淋下來的漿液在下降吸收過程中產生的石膏的相對飽和度容易過大，存在結垢的風險[4]，但是只要控制好液氣比、pH值等，結垢的風險完全可以避免。因此，在保證吸收塔總高度不變的情況下，如何優(yōu)化噴淋層的布置以及采取多種協(xié)同處理措施成了關鍵的設計要素。

2.2.1 合理選取吸收塔內漿池循環(huán)漿液的停留時間

吸收塔內漿池循環(huán)漿液停留時間的長短直接影響了石灰石顆粒的溶解量，停留時間究竟取多少合適，目前行業(yè)設計中并無定論，奧地利AEE公司的設計規(guī)程中規(guī)定不得低于3.8 min，美國ALSTOM公司規(guī)定不得低于3.5 min[5]。本工程項目中，漿池工作容積為1 800 m3，若按8×4 400 m3/h的循環(huán)漿液量來核算，停留時間僅有3 min，已經低于3.5 min的最低極限停留時間，似乎必須對漿池進行加高擴容。筆者分析認為，其實不然，循環(huán)漿液量的理論計算值其實僅為8×4 280 m3/h，且此時對應的漿液pH值為5.50，若將漿液pH值調整為5.0，此時的循環(huán)漿液量的計算值則為8×4 407 m3/h。然而，pH值對石灰石的溶解有著重要的作用，pH值越低，石灰石顆粒的溶解速率越快，由試驗可知(見圖3)，在相同時刻下，pH值為5.0時石灰石的溶解速率比pH值為5.5時的溶解速率高20%左右。也就是說，當把漿液pH值控制為5.0時，在現(xiàn)有漿池容積條件下石灰石顆粒的溶解總量要大于pH值為5.5時的溶解總量(即VpH=5.0×3 min>VpH =5.5×3.5 min，VpH=5.0=1.2×VpH=5.50)，因此現(xiàn)有漿池無需擴容。

圖3 pH值對石灰石顆粒溶解的影響Fig.3 Effects of pH on limestone dissolution

2.2.2 增加PEL增效層

國內某公司首次提出PEL增效層(見圖4)的提效技術，該技術有別于傳統(tǒng)的多孔托盤技術，不僅強化了氣、液、固三相接觸，而且極大地提升了氣液接觸面積，并在傳質的效率上也要優(yōu)于托盤技術[6]。

圖4 設置PEL增效層Fig.4 Setting of the PEL synergistic layer

根據濕法脫硫的化學反應原理，整個脫硫過程是在氣、液、固三相中進行，存在著吸收、中和、氧化、結晶析出4個過程。其中，第一步是吸收過程，即漿液吸收煙氣中的SO2，這是一個氣-液傳質過程，完成這一傳遞，SO2通過氣/液界面。這個氣-液傳質過程可以通過雙膜理論(見圖5)進行解釋，即氣相SO2向漿液的傳遞速率等于穿過包圍液相表面的氣膜界面的傳遞速率。氣相SO2向液相的質量傳遞速率可用下列關系式表示：

圖5 雙膜理論示意圖Fig.5 Diagram of two-film theory

N=Kg·A(y-y*)

(1)

式中：N為氣相SO2向液相的質量傳遞速率；Kg為總體SO2的質量傳遞系數;A為氣相SO2向液相的質量傳遞表面積;y為包圍霧滴的氣體中SO2的體積分數;y*為氣/液界面處的SO2濃度。

當A值增大時，氣相SO2向液相的質量傳遞速率也就增大。PEL增效層正是通過增加氣-液傳質的表面積來增加SO2的吸收速度，從而提高脫硫效率。煙氣從PEL增效層下往上流動，漿液從PEL增效層上往下流動，煙氣和漿液在PEL增效層表面發(fā)生強烈的摻混，形成泡沫層，泡沫層具有很大的氣液接觸面積，對SO2具有良好的吸收能力。

本工程項目在吸收塔進口與第一層噴淋層之間設置了PEL增效層，顯著地提升了吸收塔截面上煙氣流場的均勻性(見圖6)，在除塵效率方面，粉塵顆粒通過PEL增效層時，在截留、慣性碰撞、布朗擴散[6]等多種除塵機理的綜合作用下被洗滌捕捉，尤其對于3～5 μm粒徑的粉塵有50 %以上的捕集效率(見圖7)；在脫硫效率方面，等效于1.1～1.2倍噴淋層的SO2脫除效果，也就意味著間接提升了吸收塔內的液氣比。

圖6 PEL增效層設置前后煙氣流場的對比Fig.6 Comparison of the flow field simulation in absorption tower with/without the PEL synergistic layer

2.2.3 優(yōu)化噴淋層

圖8 噴淋層改造前后的對比Fig.8 Comparison of the layout of the spray layer before and after the renovation

本項目原有6層噴淋層，經計算需要再增加2層噴淋層，除去PEL增效層的提效作用外，仍需要在原第6層噴淋層的基礎上再增加1層噴淋層，而增加1層噴淋層就需要將吸收塔體加高1.8 m，而現(xiàn)實條件不允許。因此，本項目采用了特殊的交互式噴淋層技術(見圖8)，即將原本布置在2層的噴淋管從吸收塔的兩側交叉式布置在同一層，可最大限度地利用吸收塔的同一橫截面的布置空間，噴淋覆蓋率從單層的250%～300%增大至500%～600%；同時由于噴啉層是交互式布置，噴淋的不均勻性可以相互補償[7]，極大地提升了整個吸收塔橫截面的噴淋均勻性。在本項目中，具體的噴淋層改造措施是：將原第5層噴淋層和第4層噴淋層以交互式的形式布置在原第4層噴淋層的標高上，將原第6層噴淋層和新增的噴淋層以交互式的形式布置在原第5層噴淋層的位置上，如此以來，吸收塔體不但不需要加高，反而可為后續(xù)除霧器空出1.8 m的改造空間。

現(xiàn)噴嘴型式為常規(guī)單頭空心錐，單頭流量為67 m3/h,霧化粒徑為2 200 μm，奧地利AEE公司提出的液氣比計算模型為[8-9]

L=SF·fcorr(CSO2,Ntot)·

(2)

式中:L為循環(huán)漿液總量(m3/h)；SF為安全系數；fcorr為CSO2和Ntot函數的修正系數；CSO2為氣相SO2初始濃度(mg/m3)；Ntot為總氣體流量(kmol/s);η為SO2的脫除效率(%)；V為吸收區(qū)體積(m3)；H為亨利常數；ds為沙得平均直徑(m);D為吸收塔直徑(m);ptot為吸收塔總壓力(Pa);Kr為經驗反應速度常數；pH為pH值；IS為離子濃度(kmol/m3)；wg為吸收塔空速(m/s)；a、b、c、f、g、h、i為常數，其中a=0.000 199 295，b=0.047 740 7，c=0.8，f=0.2，g=0.4，h=0.12，i=0.753 654。

由公式(2)可知，循環(huán)漿液總量L與沙得平均直徑ds成正比例關系。改造后，全部噴嘴采用單向雙頭高效空心錐，單頭流量縮小至33.5 m3/h,霧化粒徑減小至1 800 μm，經公式(2)計算，循環(huán)漿液總量L減小了5 %，不但增加了現(xiàn)有液氣比的富裕度，而且由于粒徑變小，粉塵顆粒的捕集效率也由改造前的40%～50%提高到55%左右[10]。

2.2.4 消除“邊壁效應”

所謂“邊壁效應”，是指煙氣常常在吸收塔壁發(fā)生逃逸現(xiàn)象，造成除塵和脫硫效率的下降，尤其在超低排放中顯得更為突出。以往通常在吸收塔壁周圍安裝大量的實心錐噴嘴，但是實際應用過程中，由于實心錐噴嘴流道截面過小，經常會發(fā)生堵塞的現(xiàn)象。為此，美國ALSTOM公司提出了聚氣環(huán)技術[11]，經研究表明聚氣環(huán)能降低液氣比5%。本項目在每層噴淋層中心處沿吸收塔壁設置了一圈聚氣環(huán)裝置，寬度為300 mm，傾斜角度為5°，將煙氣二次引流至吸收塔中心高密度噴淋區(qū)域，從而有效地避免了“邊壁效應”的發(fā)生。

2.2.5 加入脫硫添加劑

為了進一步拓展單級吸收塔的脫硫效率，一般往吸收塔內加入脫硫添加劑，脫硫添加劑為白色粉末狀晶體,主要成分包括復合多元酸、有機/無機鹽、活化劑、助溶劑等,其中復合多元酸主要成分為己二酸、丁二酸及戊二酸。美國ALSTOM公司對脫硫添加劑的增效規(guī)律進行了大量研究,結果表明脫硫添加劑的加入,可以減少吸收塔內漿液pH值的波動[12](見圖9),從而加強石灰石漿液的傳質[13](見圖10)，系統(tǒng)脫硫效率平均可提升2%～3%。本項目脫硫添加劑的設計耗量僅為1.4 t/月，運行成本低，非常經濟。

圖9 脫硫添加劑對吸收塔內漿液pH值的影響Fig.9 Effects of the desulfurization additive on limestone slurry pH in the adsorption tower

由圖9可見，加入脫硫添加劑后吸收塔內漿液的pH值比未加入脫硫添加劑時波動要小。脫硫添加劑加入前,吸收塔內漿液pH值在4.3～6.1之間波動;加入脫硫添加劑后,吸收塔內pH值在5.0～5.5之間波動，說明脫硫添加劑對pH值的緩沖作用非常明顯，減少了pH值的波動，使吸收塔內漿液pH值維持在一個合適的區(qū)間,大大提升了系統(tǒng)的穩(wěn)定性，有利于SO2的脫除。

圖10 不同濃度的脫硫添加劑對石灰石漿液分層高度的影響Fig.10 Influences of different concentration of desulfurization additive on the stratification height of the limestone slurry

由圖10可見,石灰石漿液的分層高度隨著時間的延長逐漸降低；但是，隨著脫硫添加劑濃度的升高，石灰石漿液的分層高度逐漸降低，表明石灰石顆粒的沉降速度明顯降低，相當于延長了石灰石顆粒的溶解時間，有利于SO2的吸收。

2.2.6 提升除霧器霧滴的捕集效率

如前所述，本項目經過PEL增效層和噴淋層的改造后，煙氣中所含粉塵的綜合去除效率已達80%，但吸收塔除霧器出口的霧滴中含有固體顆粒和溶解鹽，該固體顆粒也是粉塵排放指標中的組成部分，因此顆粒物要做到超低排放，就必須降低除霧器出口的霧滴含量。本項目現(xiàn)除霧器為常規(guī)兩級屋脊式，除霧器出口霧滴濃度為100 mg/Nm3(干基)，經計算霧滴攜帶的固體顆?？偭繛?.8 mg/Nm3，顯然需要進行升級改造。德國Munters公司提出了一級管式+三級屋脊式高效除霧器，能有效去除粒徑在20 μm以上的液滴(見圖11)，可控制除霧器出口霧滴濃度小于20 mg/Nm3(干基)[14]，相應的霧滴攜帶的固體顆?？偭靠煽刂圃?.36 mg/Nm3以內，結合煙氣中所含的粉塵控制濃度，總的顆粒物排放總量可控制在3.36 mg/Nm3左右，完全滿足5 mg/Nm3的超低排放要求。

圖11 一級管式+三級屋脊式高效除霧器的除霧效率曲線Fig.11 Relationship between mist removal efficiency and droplet size of the high efficiency mist eliminator

本項目的改造可拆除原除霧器，空出的安裝空間有4.8 m，完全滿足一級管式+三級屋脊式高效除霧器的安裝空間要求。

2. 3 煙氣的“消白”

吸收塔出口的凈煙氣為飽和濕煙氣，煙氣中含有大量的水蒸汽，當飽和濕煙氣與溫度較低的環(huán)境空氣接觸時，在煙氣不斷降溫的過程中，煙氣中所含的水蒸汽將產生過飽和凝結，凝結的水滴對光線產生折射、散射，會形成“白色煙羽”[15]。

目前國內主要采取加熱技術對煙氣進行“消白”，即將煙氣脫硫系統(tǒng)出口的飽和濕煙氣加熱至80～90℃左右，目的是使煙氣中的相對濕度遠離飽和濕度曲線。濕煙羽的消除機理如圖12所示，飽和濕煙氣初始狀態(tài)為點A，經過加熱后沿AB線升溫至狀態(tài)點B，然后沿直線BC段與環(huán)境空氣接觸混合，最終降溫至環(huán)境溫度點C，顯然濕煙氣在A—B—C變化的始末，均未與飽和濕度曲線相交，避免了“白色煙羽”的發(fā)生。本項目采取MGGH的間接換熱方式，在鋼煙囪內部安裝MGGH換熱裝置，將濕煙氣加熱至80℃，成功地消除了“白色煙羽”。

圖12 濕煙羽的消除機理Fig.12 Removal mechanism of wet smoke plume

3 升級改造后的煙氣脫硫系統(tǒng)運行評價

該電廠經改造后的煙氣脫硫系統(tǒng)自2017年10月1日通過168 h試運行至2018年1月，已運行3個月，在此期間系統(tǒng)運行良好，各項性能指標均優(yōu)于設計值，其中脫硫效率實測達到99.83%，SO2排放濃度小于35 mg/Nm3，粉塵排放濃度小于5 mg/Nm3，詳見圖13，表2和表3。此外，無論是年運行費用， 還是基建改造投資費用皆優(yōu)于單塔雙循環(huán)和雙塔雙循環(huán)處理工藝，系統(tǒng)的綜合凈化效益較高。

圖13 貴州某電廠經升級改造后的煙氣脫硫系統(tǒng)168 h的運行數據Fig.13 Data of the upgraded desulfurization device during the 168 h operation in a power plant of Guizhou Province

表2 貴州某電廠煙氣脫硫系統(tǒng)改造前后性能指標驗收試驗結果

表3 貴州某電廠煙氣脫硫系統(tǒng)處理工藝改造前后經濟性比較

4 結 論

在針對電廠高硫份燃煤機組實現(xiàn)超凈排放的技術路線選擇時，傳統(tǒng)的濕法單塔單循環(huán)煙氣脫硫處理工藝經技術革新后，在鍋爐出口SO2排放濃度高達12 688 mg/Nm3、粉塵排放濃度為50 mg/Nm3時，煙氣脫硫裝置出口凈煙氣中的SO2排放濃度可穩(wěn)定在35 mg/Nm3以下，粉塵排放濃度穩(wěn)定在5 mg/Nm3以下，脫硫效率實測近99.83%。在山西省、貴州省等地區(qū)，電廠燃煤中硫含量普遍偏高，若采用升級后的單塔單循環(huán)煙氣脫硫處理工藝，則可以最短的工期、最經濟的工程造價完成改造，有著現(xiàn)有雙塔雙循環(huán)等工藝路線難以企及的優(yōu)勢，尤其是針對場地條件受限的改造項目，發(fā)揮的作用則更為顯著，有著一定的推廣應用價值。