电厂高硫煤超低排放中单塔单循环高效先进工艺路线的优化

杨家军，章志远

(1.浙江德创环保科技股份有限公司，浙江 杭州 310012；2.杭州最清环保科技有限公司，浙江 杭州 310012)

国务院于2013年9月发布了《大气污染防治行动计划》，明确要求我国火电燃煤机组烟气在“十三五”期间实现“50355+53”(NOx排放浓度小于50 mg/Nm3，SO2排放浓度小于35 mg/Nm3，烟尘排放浓度小于5 mg/Nm3，SO3排放浓度小于5 mg/Nm3，汞排放浓度小于3 mg/Nm3)的“超低排放”目标。目前在高粉尘的超低排放处理工艺上，尾部加装湿式电除尘装置似乎成了标准配置，而在高硫煤的超低排放处理工艺上，也基本上采用单塔双循环、双塔双循环的新型技术路线[1]，基本摒弃了传统的单塔单循环的烟气脱硫处理工艺，究其原因主要在于没有充分挖掘单塔的脱硫和协同除尘能力。

贵州某电厂高硫煤烟气脱硫系统在我国超低排放标准颁布之前，采用的是传统的常规大湿法单塔烟气脱硫处理工艺，至今无法满足超净低排放的要求。经过创新优化升级，该厂高硫煤超低排放中单塔单循环烟气脱硫系统的改造工程于2017年10月顺利通过了环保验收。该烟气脱硫系统自投运以来，系统运行良好，各项性能指标均满足且优于设计值，其中脱硫效率高达99.72%，SO2排放浓度小于35 mg/Nm3，粉尘排放浓度小于5 mg/Nm3，排烟温度大于80℃，实现了连续稳定达标运行，值得推广。

1 工程概况

贵州某电厂原大湿法烟气脱硫系统运行时间已有2年，该工程项目现场布置条件非常紧凑，1#、2#吸收塔分别紧邻布置在烟囱的东西两侧,吸收塔底部浆池外壁与烟囱外壁之间的净距离仅有3.9 m,也就是说根本没有多余的场地来布置第二个吸收塔或者箱罐;吸收塔出口与烟囱的接口之间的对接烟道长度也仅4 m(见图1),也就是说吸收塔在高度上也完全没有多余的改造空间,吸收塔出口的中心标高(+38.455 m)也基本上不可能再做任何的改动，否则塔体抬升导致出口烟道倾斜后将无法满足吸收塔出口烟气流量计、 CEMS取样点的环保安装要求。

原大湿法脱硫系统设计含硫量为4.5 %，SO2原始浓度为12 688 mg/Nm3，属于典型的贵州高硫煤，脱硫效率设计值为98.5%，SO2排放浓度为190 mg/Nm3，粉尘排放浓度为30 mg/Nm3，无法满足超净排放的要求。如要满足超净排放的要求，需将脱硫效率提升至99.72%，粉尘脱除效率提升至接近90%。然而,鉴于该工程项目现场苛刻的布置条件,时下新型的单塔双循环、双塔双循环技术路线根本无法实施，而要突破这一瓶颈，也只有在原来的一次除尘和单塔上实施相应的升级改进措施。锅炉原始烟气参数详见表1。

表1 锅炉烟气参数

2 传统的大湿法单塔单循环烟气脱硫处理工艺的技术改造

2. 1 一次除尘的改造

现有的一次除尘为常规布袋除尘器，粉尘排放浓度只能达到50 mg/Nm3，如果不进行改造，后续单塔根本无法完成粉尘超低排放的要求，若在尾部增加湿式电除尘装置，则场地条件又不允许，因此只能对现有布袋除尘器进行升级改造，使其粉尘排放浓度在10 mg/Nm3以下。理论上有两种升级改造方案可供选择：一是采用电袋方案；二是将现有滤料PPS升级为高精过滤滤料。前一种方案需要改变原有的布袋框架结构，将布袋的前室改造为一电场静电除尘器，且需要对现有立柱、基础进行加固，工程量和一次投资都较大，不建议采纳；后一种方案只需要对现有滤袋进行升级即可，可选用梯度滤料[2]，滤料结构为“PPS基层+PTFE基布+PPS基层+超细PPS面层”(见图2)，且滤料纤维之间的间隙控制在1 μm左右，能有效阻挡细粉尘和PM2.5通过滤袋，完全可以保证粉尘排放浓度在10 mg/Nm3以下。

图2 滤料结构Fig.2 Filter material structure

2. 2 单级吸收塔的改造

经美国ALSTOM公司物料平衡软件理论计算可知，该工程组单级吸收塔改造后液气比为41.85 L/m3，相比改造前的32.27 L/m3提升了30 %，但需要配置8层喷淋层，每层流量为4 400 m3/h，比改造前增加了2层喷淋层。然而，8层喷淋层的配置已经超出单级喷淋塔的设计极限[3]，国内并未有类似的工程项目案例，尤其是在当下的超低排放改造中更是显得凤毛麟角。为突破这一瓶颈，亟需采取多种协同处理措施。笔者认为，虽然8层喷淋层潜在的风险主要在于最上层喷淋层喷淋下来的浆液在下降吸收过程中产生的石膏的相对饱和度容易过大，存在结垢的风险[4]，但是只要控制好液气比、pH值等，结垢的风险完全可以避免。因此，在保证吸收塔总高度不变的情况下，如何优化喷淋层的布置以及采取多种协同处理措施成了关键的设计要素。

2.2.1 合理选取吸收塔内浆池循环浆液的停留时间

吸收塔内浆池循环浆液停留时间的长短直接影响了石灰石颗粒的溶解量，停留时间究竟取多少合适，目前行业设计中并无定论，奥地利AEE公司的设计规程中规定不得低于3.8 min，美国ALSTOM公司规定不得低于3.5 min[5]。本工程项目中，浆池工作容积为1 800 m3，若按8×4 400 m3/h的循环浆液量来核算，停留时间仅有3 min，已经低于3.5 min的最低极限停留时间，似乎必须对浆池进行加高扩容。笔者分析认为，其实不然，循环浆液量的理论计算值其实仅为8×4 280 m3/h，且此时对应的浆液pH值为5.50，若将浆液pH值调整为5.0，此时的循环浆液量的计算值则为8×4 407 m3/h。然而，pH值对石灰石的溶解有着重要的作用，pH值越低，石灰石颗粒的溶解速率越快，由试验可知(见图3)，在相同时刻下，pH值为5.0时石灰石的溶解速率比pH值为5.5时的溶解速率高20%左右。也就是说，当把浆液pH值控制为5.0时，在现有浆池容积条件下石灰石颗粒的溶解总量要大于pH值为5.5时的溶解总量(即VpH=5.0×3 min>VpH =5.5×3.5 min，VpH=5.0=1.2×VpH=5.50)，因此现有浆池无需扩容。

图3 pH值对石灰石颗粒溶解的影响Fig.3 Effects of pH on limestone dissolution

2.2.2 增加PEL增效层

国内某公司首次提出PEL增效层(见图4)的提效技术，该技术有别于传统的多孔托盘技术，不仅强化了气、液、固三相接触，而且极大地提升了气液接触面积，并在传质的效率上也要优于托盘技术[6]。

图4 设置PEL增效层Fig.4 Setting of the PEL synergistic layer

根据湿法脱硫的化学反应原理，整个脱硫过程是在气、液、固三相中进行，存在着吸收、中和、氧化、结晶析出4个过程。其中，第一步是吸收过程，即浆液吸收烟气中的SO2，这是一个气-液传质过程，完成这一传递，SO2通过气/液界面。这个气-液传质过程可以通过双膜理论(见图5)进行解释，即气相SO2向浆液的传递速率等于穿过包围液相表面的气膜界面的传递速率。气相SO2向液相的质量传递速率可用下列关系式表示：

图5 双膜理论示意图Fig.5 Diagram of two-film theory

N=Kg·A(y-y*)

(1)

式中：N为气相SO2向液相的质量传递速率；Kg为总体SO2的质量传递系数;A为气相SO2向液相的质量传递表面积;y为包围雾滴的气体中SO2的体积分数;y*为气/液界面处的SO2浓度。

当A值增大时，气相SO2向液相的质量传递速率也就增大。PEL增效层正是通过增加气-液传质的表面积来增加SO2的吸收速度，从而提高脱硫效率。烟气从PEL增效层下往上流动，浆液从PEL增效层上往下流动，烟气和浆液在PEL增效层表面发生强烈的掺混，形成泡沫层，泡沫层具有很大的气液接触面积，对SO2具有良好的吸收能力。

本工程项目在吸收塔进口与第一层喷淋层之间设置了PEL增效层，显著地提升了吸收塔截面上烟气流场的均匀性(见图6)，在除尘效率方面，粉尘颗粒通过PEL增效层时，在截留、惯性碰撞、布朗扩散[6]等多种除尘机理的综合作用下被洗涤捕捉，尤其对于3～5 μm粒径的粉尘有50 %以上的捕集效率(见图7)；在脱硫效率方面，等效于1.1～1.2倍喷淋层的SO2脱除效果，也就意味着间接提升了吸收塔内的液气比。

图6 PEL增效层设置前后烟气流场的对比Fig.6 Comparison of the flow field simulation in absorption tower with/without the PEL synergistic layer

2.2.3 优化喷淋层

图8 喷淋层改造前后的对比Fig.8 Comparison of the layout of the spray layer before and after the renovation

本项目原有6层喷淋层，经计算需要再增加2层喷淋层，除去PEL增效层的提效作用外，仍需要在原第6层喷淋层的基础上再增加1层喷淋层，而增加1层喷淋层就需要将吸收塔体加高1.8 m，而现实条件不允许。因此，本项目采用了特殊的交互式喷淋层技术(见图8)，即将原本布置在2层的喷淋管从吸收塔的两侧交叉式布置在同一层，可最大限度地利用吸收塔的同一横截面的布置空间，喷淋覆盖率从单层的250%～300%增大至500%～600%；同时由于喷啉层是交互式布置，喷淋的不均匀性可以相互补偿[7]，极大地提升了整个吸收塔横截面的喷淋均匀性。在本项目中，具体的喷淋层改造措施是：将原第5层喷淋层和第4层喷淋层以交互式的形式布置在原第4层喷淋层的标高上，将原第6层喷淋层和新增的喷淋层以交互式的形式布置在原第5层喷淋层的位置上，如此以来，吸收塔体不但不需要加高，反而可为后续除雾器空出1.8 m的改造空间。

现喷嘴型式为常规单头空心锥，单头流量为67 m3/h,雾化粒径为2 200 μm，奥地利AEE公司提出的液气比计算模型为[8-9]

L=SF·fcorr(CSO2,Ntot)·

(2)

式中:L为循环浆液总量(m3/h)；SF为安全系数；fcorr为CSO2和Ntot函数的修正系数；CSO2为气相SO2初始浓度(mg/m3)；Ntot为总气体流量(kmol/s);η为SO2的脱除效率(%)；V为吸收区体积(m3)；H为亨利常数；ds为沙得平均直径(m);D为吸收塔直径(m);ptot为吸收塔总压力(Pa);Kr为经验反应速度常数；pH为pH值；IS为离子浓度(kmol/m3)；wg为吸收塔空速(m/s)；a、b、c、f、g、h、i为常数，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，循环浆液总量L与沙得平均直径ds成正比例关系。改造后，全部喷嘴采用单向双头高效空心锥，单头流量缩小至33.5 m3/h,雾化粒径减小至1 800 μm，经公式(2)计算，循环浆液总量L减小了5 %，不但增加了现有液气比的富裕度，而且由于粒径变小，粉尘颗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“边壁效应”

所谓“边壁效应”，是指烟气常常在吸收塔壁发生逃逸现象，造成除尘和脱硫效率的下降，尤其在超低排放中显得更为突出。以往通常在吸收塔壁周围安装大量的实心锥喷嘴，但是实际应用过程中，由于实心锥喷嘴流道截面过小，经常会发生堵塞的现象。为此，美国ALSTOM公司提出了聚气环技术[11]，经研究表明聚气环能降低液气比5%。本项目在每层喷淋层中心处沿吸收塔壁设置了一圈聚气环装置，宽度为300 mm，倾斜角度为5°，将烟气二次引流至吸收塔中心高密度喷淋区域，从而有效地避免了“边壁效应”的发生。

2.2.5 加入脱硫添加剂

为了进一步拓展单级吸收塔的脱硫效率，一般往吸收塔内加入脱硫添加剂，脱硫添加剂为白色粉末状晶体,主要成分包括复合多元酸、有机/无机盐、活化剂、助溶剂等,其中复合多元酸主要成分为己二酸、丁二酸及戊二酸。美国ALSTOM公司对脱硫添加剂的增效规律进行了大量研究,结果表明脱硫添加剂的加入,可以减少吸收塔内浆液pH值的波动[12](见图9),从而加强石灰石浆液的传质[13](见图10)，系统脱硫效率平均可提升2%～3%。本项目脱硫添加剂的设计耗量仅为1.4 t/月，运行成本低，非常经济。

图9 脱硫添加剂对吸收塔内浆液pH值的影响Fig.9 Effects of the desulfurization additive on limestone slurry pH in the adsorption tower

由图9可见，加入脱硫添加剂后吸收塔内浆液的pH值比未加入脱硫添加剂时波动要小。脱硫添加剂加入前,吸收塔内浆液pH值在4.3～6.1之间波动;加入脱硫添加剂后,吸收塔内pH值在5.0～5.5之间波动，说明脱硫添加剂对pH值的缓冲作用非常明显，减少了pH值的波动，使吸收塔内浆液pH值维持在一个合适的区间,大大提升了系统的稳定性，有利于SO2的脱除。

图10 不同浓度的脱硫添加剂对石灰石浆液分层高度的影响Fig.10 Influences of different concentration of desulfurization additive on the stratification height of the limestone slurry

由图10可见,石灰石浆液的分层高度随着时间的延长逐渐降低；但是，随着脱硫添加剂浓度的升高，石灰石浆液的分层高度逐渐降低，表明石灰石颗粒的沉降速度明显降低，相当于延长了石灰石颗粒的溶解时间，有利于SO2的吸收。

2.2.6 提升除雾器雾滴的捕集效率

如前所述，本项目经过PEL增效层和喷淋层的改造后，烟气中所含粉尘的综合去除效率已达80%，但吸收塔除雾器出口的雾滴中含有固体颗粒和溶解盐，该固体颗粒也是粉尘排放指标中的组成部分，因此颗粒物要做到超低排放，就必须降低除雾器出口的雾滴含量。本项目现除雾器为常规两级屋脊式，除雾器出口雾滴浓度为100 mg/Nm3(干基)，经计算雾滴携带的固体颗粒总量为6.8 mg/Nm3，显然需要进行升级改造。德国Munters公司提出了一级管式+三级屋脊式高效除雾器，能有效去除粒径在20 μm以上的液滴(见图11)，可控制除雾器出口雾滴浓度小于20 mg/Nm3(干基)[14]，相应的雾滴携带的固体颗粒总量可控制在1.36 mg/Nm3以内，结合烟气中所含的粉尘控制浓度，总的颗粒物排放总量可控制在3.36 mg/Nm3左右，完全满足5 mg/Nm3的超低排放要求。

图11 一级管式+三级屋脊式高效除雾器的除雾效率曲线Fig.11 Relationship between mist removal efficiency and droplet size of the high efficiency mist eliminator

本项目的改造可拆除原除雾器，空出的安装空间有4.8 m，完全满足一级管式+三级屋脊式高效除雾器的安装空间要求。

2. 3 烟气的“消白”

吸收塔出口的净烟气为饱和湿烟气，烟气中含有大量的水蒸汽，当饱和湿烟气与温度较低的环境空气接触时，在烟气不断降温的过程中，烟气中所含的水蒸汽将产生过饱和凝结，凝结的水滴对光线产生折射、散射，会形成“白色烟羽”[15]。

目前国内主要采取加热技术对烟气进行“消白”，即将烟气脱硫系统出口的饱和湿烟气加热至80～90℃左右，目的是使烟气中的相对湿度远离饱和湿度曲线。湿烟羽的消除机理如图12所示，饱和湿烟气初始状态为点A，经过加热后沿AB线升温至状态点B，然后沿直线BC段与环境空气接触混合，最终降温至环境温度点C，显然湿烟气在A—B—C变化的始末，均未与饱和湿度曲线相交，避免了“白色烟羽”的发生。本项目采取MGGH的间接换热方式，在钢烟囱内部安装MGGH换热装置，将湿烟气加热至80℃，成功地消除了“白色烟羽”。

图12 湿烟羽的消除机理Fig.12 Removal mechanism of wet smoke plume

3 升级改造后的烟气脱硫系统运行评价

该电厂经改造后的烟气脱硫系统自2017年10月1日通过168 h试运行至2018年1月，已运行3个月，在此期间系统运行良好，各项性能指标均优于设计值，其中脱硫效率实测达到99.83%，SO2排放浓度小于35 mg/Nm3，粉尘排放浓度小于5 mg/Nm3，详见图13，表2和表3。此外，无论是年运行费用， 还是基建改造投资费用皆优于单塔双循环和双塔双循环处理工艺，系统的综合净化效益较高。

图13 贵州某电厂经升级改造后的烟气脱硫系统168 h的运行数据Fig.13 Data of the upgraded desulfurization device during the 168 h operation in a power plant of Guizhou Province

表2 贵州某电厂烟气脱硫系统改造前后性能指标验收试验结果

表3 贵州某电厂烟气脱硫系统处理工艺改造前后经济性比较

4 结 论

在针对电厂高硫份燃煤机组实现超净排放的技术路线选择时，传统的湿法单塔单循环烟气脱硫处理工艺经技术革新后，在锅炉出口SO2排放浓度高达12 688 mg/Nm3、粉尘排放浓度为50 mg/Nm3时，烟气脱硫装置出口净烟气中的SO2排放浓度可稳定在35 mg/Nm3以下，粉尘排放浓度稳定在5 mg/Nm3以下，脱硫效率实测近99.83%。在山西省、贵州省等地区，电厂燃煤中硫含量普遍偏高，若采用升级后的单塔单循环烟气脱硫处理工艺，则可以最短的工期、最经济的工程造价完成改造，有着现有双塔双循环等工艺路线难以企及的优势，尤其是针对场地条件受限的改造项目，发挥的作用则更为显著，有着一定的推广应用价值。