干法脱硫工艺

干法脱硫工艺（精选九篇）

干法脱硫工艺篇1

关键词：干法脱硫工艺,二氧化硫,吸收剂,烟气循环流化床

1概述

二氧化硫 (化学式:SO2) 是最常见的硫氧化物。无色气体, 有强烈刺激性气味。大气主要污染物之一。由于煤和石油通常都含有硫化合物, 因此燃烧时会生成二氧化硫。当二氧化硫溶于水中, 会形成亚硫酸 (酸雨的主要成分) 。若把SO2进一步氧化, 通常在催化剂如二氧化氮的存在下, 便会生成硫酸。这就是对使用这些燃料作为能源的环境效果的担心的原因之一。大气中二氧化硫浓度在0.5pp m以上对人体已有潜在影响;在1～3ppm时多数人开始感到刺激;在400～500pp m时人会出现溃疡和肺水肿直至窒息死亡。二氧化硫与大气中的烟尘有协同作用。当大气中二氧化硫浓度为0.21ppm, 烟尘浓度大于0.3mg/lL, 可使呼吸道疾病发病率增高, 慢性病患者的病情迅速恶化。如伦敦烟雾事件、马斯河谷事件等烟雾事件, 都是这种协同作用造成的危害。如何消除和减少二氧化硫的排放就是当前电厂应该重视的事情。

2我厂环境条件及煤质情况分析

2.1环境条件

在我厂, 尚未配套脱硫设施, 根据环保标准要求, 电厂都要逐步配套脱硫设施。但是早期建设的机组一般没有预留脱硫场地, 炉后到烟囱之间的距离很短, 空间狭小, 脱硫装置布置困难, 再加上当前电力供应紧张, 脱硫装置的建设周期较长, 如果机组长时间停机建设脱硫装置会给当前的电力供应和供暖带来更大的困难。如采用引进德国LLAG公司的烟气循环流化床 (CFB-FGD) 干法脱硫技术可解决机组脱硫除尘改造中遇到的几大问题。下面我们以除尘器改造为CFB-FGD干法脱硫除尘装置为例进行分析, 从而满足环保排放要求。

2.2煤质情况 (表1-1)

3吸收剂分析

3.1吸收剂名称:生石灰

3.2吸收剂品质要求:软煅生石灰, 粒径为≤1m m, 氧化钙〈CaO〉含量≥77%, 生石灰消化速度t60<4min (检验标准为DINEN459-2) 。

4改造方案

工程采取在原除尘器的场地上改建脱硫除尘岛的方式。整个项目实施场地狭小, 左右被除尘器和灰浆泵房包围, 后侧引风机和引风机检修用行车支架等须保留不动, 地下有原设备的冲灰沟、电缆沟等。如何在狭小的空间内完成脱硫岛的布置, 同时缩短停机的时间, 创造性的采用循环烟道 (LLAG公司专利技术) 、旁路烟道二和一, 系统分阶段施工、投运, 脱硫塔与ESP1平行放置等技术, 成功地解决了以上两大难题。

5总体布置

脱硫除尘岛内各个分系统均独立设置。依次以一字形排列一级电除尘器、吸收塔、脱硫电除尘器、引风机等。一级电除尘器分成两列布置在吸收塔的两边, 充分利用脱硫塔布置的灵活性, 最大限度的减少脱硫除尘岛的占地空间。主要辅助工艺设施如工艺水系统、消石灰供应系统、流化风系统就近围绕脱硫塔, 各设备的平面和空间组合, 既做到工作分区明确, 又做到合理、紧凑、方便, 外观造型美观, 整体性好, 并与电厂其他建筑群体相协调, 同时最大限度地节省用地。生石灰仓和消石灰制备系统布置在岛外, 尽可能的减少占地空间。

脱硫除尘岛内的建构筑物主要有预电除尘器、脱硫塔、脱硫电除尘器、消石灰仓、脱硫控制楼等, 生石灰仓及吸收剂制备系统布置在岛外 (图1)

6结束语

在引进吸收德国LLAG公司的烟气循环流化床 (CFB-FGD) 干法脱硫技术, 创造性的利用德国LLAG公司的专利技术——清洁烟气再循环系统, 将再循环烟道作为旁路, 实现了电厂只需要利用检修时间来进行脱硫除尘装置建设;利用循环流化床技术在布置上的灵活性, 将吸收塔布置在一级除尘器的中间, 将吸收塔的进气改为在吸收塔后面进气, 这样最大限度的减少脱硫除尘岛的占用空间, 缩短脱硫除尘岛的长度, 解决当前机组脱硫除尘改造遇到的场地狭窄、占用电厂发电时间长等问题, 不仅脱硫率可达到90%以上, 而且脱硫电除尘器出口粉尘排放也能满足50mg/Nm3的环保要求。同时, CFB-FGD脱硫工艺在锅炉负荷较大波动范围内仍能够满足脱硫稳定运行的要求。

参考文献

[1]《发电厂脱硫技术应用》

干法脱硫工艺技术分析篇2

摘要：火电厂排放的二氧化硫形成的酸雨已严重危害人类的生存环境，国家强制要求火电厂必须安装烟气脱硫装置。但是，受技术和经济等条件的限制，必须发展脱硫率高、系统可利用率高、流程简化、系统电耗低、投资和运行费用低的脱硫技术和工艺。在这种形势下，干法脱硫工艺应运而生。为此，结合国内外目前比较成熟、大型商业化运行的几种干法、半干法脱硫工艺，分析了干法、半干法脱硫工艺在大型化发展、控制调节、预除尘器和脱硫除尘器设置的技术要点，最后指出干法脱硫工艺具有广阔的应用前景。

关键词：烟气脱硫；干法脱硫工艺;技术要点；前景

1烟气脱硫技术的发展和现状

世界上烟气脱硫技术的发展经历了以下3个阶段：

a)20世纪70年代，以石灰石湿法为代表第一代烟气脱硫。

b)20世纪80年代，以干法、半干法为代表的第二代烟气脱硫。主要有喷雾干燥法、炉内喷钙加炉后增湿活化（LIFAC）、烟气循环流化床（CFB）、循环半干法脱硫工艺（NID）等。这些脱硫技术基本上都采用钙基吸收剂，如石灰或消石灰等。随着对工艺的不断改良和发展，设备可靠性提高，系统可用率达到97%，脱硫率一般为70%～95%，适合燃用中低硫煤的中小型锅炉

c)20世纪90年代，以湿法、半干法和干法脱硫工艺同步发展的第三代烟气脱硫。

由于技术和经济上的原因，一些烟气脱硫工艺已被淘汰，而主流工艺，如石灰石-石膏湿法、烟气循环流化床、炉内喷钙加炉后增湿活化、喷雾干燥法、气体悬浮吸收脱硫工艺（GSA）以及改进后的NID却得到了进一步的发展，并趋于成熟。这些烟气脱硫工艺的优点是：脱硫率高(可达95%以上)；系统可利用率高；工艺流程简化；系统电耗低；投资和运行费用低。从20世纪90年代开始，中国先后从国外引进了各种类型的脱硫技术，建成了6个示范工程项目，涉及湿法、半干法和干法烟气脱硫技术，见表1。

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本文根据几种干法、半干法脱硫工艺的基本原理，对干法工艺的几个重要方面进行分析。

2脱硫塔大型化的要点

2.1尽量使用单塔脱硫

随着机组容量的增大，脱硫塔的直径也随着增大。在能使用单塔的情况下，尽量不要使用双塔和多塔，因为单一吸收塔技术提高了系统的可靠性和脱硫率，而且初期投资费可降低30%～50%。脱硫副产品回收利用的研究开发，也拓宽了其商业应用的途径。

2.2脱硫塔大型化的主要问题

脱硫塔大型化最主要的问题是要保证塔内流场中温度的均匀性和调节的灵敏性。

a)塔内流场中温度均匀性的要求

在塔的高度方向的各个断面上，各点的温度趋于一致，不能有高、低温差异太大的情况出现。因为高温处的SO2吸收反应效果较差，高温时吸收剂的活性较小，反应温度与烟气露点温度的差值较大（AST），反应率就低；而低温处，尤其出现低于露点温度，即AST＜0时，容易出现局部的结露、粘连和筒壁腐蚀，这就是为什么有些脱硫工艺需要在反应塔内加装内衬的原因，其实，这种情况的危害性较大，反应塔可以通过内衬防腐，但烟气下游的设备和烟气管道却难以防腐，且花费较大。

b)脱硫塔调节的灵敏性要求

随着负荷、工况的变化，各参数的负荷应变时间短，较少滞后，使脱硫效率随着工况的变化而变化，从而保证各种工况下脱硫率稳定。 2.3循环流化床烟气脱硫塔

为保证脱硫反应塔温度的均匀性和调节灵敏性，要求塔内有良好的传质特性。物料的传质往往比传热更重要，而且能更快达到更好的效果，单纯的传热速度较慢，而且热力场有热力梯度，很难使各点的温度在短时间内很均匀，利用循环流化床的原理而设计的脱硫塔，在这一方面比较能够达到这一要求，它使反应塔内的传热传质非常强烈。 2.3.1循环流化床脱硫塔的特点

根据循环流化床原理而设计制造的脱硫反应塔，其烟气进入反应塔底部时，塔内文丘里的加速，将喷入塔内的吸收剂和循环回流的物料吹起，形成沸腾床体，气体和物料无论处于流化床的过渡段还是稳定段，都处于强烈的紊流状态，物料之间的碰撞、摩擦、反应、传热等物理化学过程非常强烈，任何工况变化所引起的波动都会在这个强烈的传热传质状态下迅速达到新的平衡。这样，布置在塔顶的温度测点产生假信号或几个测点的温度信号不一致而使控制系统无法及时进行各种物料的调节的可能性大为减少，同时也使脱硫设备出现低温、结露、腐蚀的概率大为减少。

2.3.2回流式循环流化床烟气脱硫塔的特点

尤其是德国WULFF公司的回流式烟气循环流化床（RCFB），其独特的流场和塔顶结构设计，在RCFB吸收塔中，烟气和吸收剂颗粒的向上运动中会有一部分因回流（Reflux）而从塔顶向下返回塔中。这股向下的回流固体与烟气的方向相反，而且，它是一股很强的内部湍流，从而增强了烟气与吸收剂的接触时间。实际上可以认为这是一种与外部再循环相似的内部再循环。在内部再循环的作用下，RCFB工艺的脱硫效率得到了优化。也许很多脱硫工艺都很难避免腐蚀情况的出现，但这种概率和趋向则可以把握。 2.4脱硫塔内烟气湿度的控制

温度的控制，实质上是对烟气湿度的控制。脱硫工艺中，烟气的湿度对脱硫效率的影响很大。例如炉内喷钙尾部增湿工艺，其炉内喷钙脱硫效率为25%～35%，尾部增湿效率为40%～50%，总效率为75%左右，这说明了烟气湿度对脱硫效率的影响。在相对湿度为40%～50%时，消石灰活性增强，能够非常有效地吸收SO2，烟气的相对湿度是利用向炉内给烟气喷水的方法来提高。半干法烟气脱硫工艺中，水和石灰以浆液的状态注入烟气，浆液中固态物的质量分数为35%～50%，而干法脱硫工艺，如RCFB和NID，加入的水量相同，但水分布在粉料微粒的表面，用于蒸发的表面积很大。烟气湿度的提高，可以使烟气脱硫操作温度接近或高于露点温度10～20 ℃(实践中，这一温度范围为65～75 ℃)，激活消石灰吸收SO2。SO2是烟气中反应较慢的成分，保持床温接近露点温度（即较高的相对湿度），可以保持微粒表面的湿膜有较长的停留时间，促进SO2和Ca2化学成分之间的反应，使吸收的程度和石灰的利用率达到最佳。SO3和卤化酸类（HCl、HF等）的酸性比SO2强，所以SO3，HCL，HF成分在装置中的去除率达99%，因其活性强，几乎能全部与SO2同时被吸收，适量的卤化酸类因钙的吸湿性、因雾滴在湿润环境中的干燥时间较长，有助脱除SO2，这也是采用接近露点温度的另一好处。

3干法脱硫工艺的运行调节

干法脱硫工艺的系统控制和调节主要取以下3个信号，用以前馈或反馈到各个调节回路，相互配合，达到脱硫的最佳工况条件，保证脱硫的效果。3.1控制好脱硫塔内的温度及高度重视塔内的加水方式

a)监测脱硫塔内的温度，以此来调节喷水系统的开度和喷水量的大小，保持适当的AST值，使床温在各种负荷和工况条件下，烟气的酸露点温度始终保持在较高处，这样，吸收剂的活性最佳，能够较好地捕捉SO2，并发生化学反应，提高脱硫率。

在大型化商业运行的脱硫塔中，温度的控制是比较困难的，它是制约脱硫装置大型化发展的主要因素之一。当脱硫塔直径越来越大时，要各个大面积截面上的温度保持均匀性，需采取大量的有效措施，目前，干法、半干法脱硫装置还没有在较大容量机组上使用的业绩，与此有很大关系。较为成熟的脱硫技术，如旋转喷雾法，GSA法，其单塔容量一般都在100 MW机组以下，单塔直径4 500 mm以下，而NID法则做得更小一些。各国公司都在围绕干法、半干法脱硫装置大型化发展进行开发和研究，德国WULFF公司利用流化床和带内回流的循环流化床技术（RCFB），在解决传热传质这一问题上，取得了一定的成绩，效果明显。目前，RCFB单塔用于奥地利1台300 MW机组烟气脱硫并获得成功。

b)给脱硫塔内加水的方式颇为讲究。在旋转喷雾，GSA半干法中，由于吸收剂以浆液形式喷入时带有水，运行时又需加调节，造成由温度信号而引起的水路调节变得复杂化，因为在喷浆工艺中，所加入的水与吸收剂的量有比例关系，使喷水调节受其它因素影响。NID法的水完全与吸收剂、再循环料一道加入反应塔（视垂直烟道为反应塔）。RCFB法吸收剂直接以干粉形态喷入，水路另外单独喷入，就喷水调温而言，RCFB法显然要更方便一些。 3.2监测SO2排放量

监测SO2排放量信号，用于调节脱硫剂的加入量。当SO2排放量较大时，就应加入更多的吸收剂去吸收更多的SO2；当SO2的排放量较小时，就应减少吸收剂的使用，使系统运行经济合理，降低成本。3.3监测吸收塔的压降

监测吸收塔的压降，用于调节再循环量的大小，使脱硫渣的循环量和循环次数控制在设计范围之内，这样既可控制下游脱硫除尘器的入口灰尘的质量浓度和烟囱烟尘质量浓度的排放，又可提高吸收剂的利用率，降低碱酸比。

控制这三个监测量及其相关的信号去调节各运行回路，使脱硫系统的运行达到最优化，这是干法、半干法脱硫工艺控制系统的基本要求。就控制的灵敏性、可靠性而言，如果三个控制回路能完全独立，各行其是，互不影响则最理想，而RCFB技术的控制原理最能符合这一要求，由于其吸收剂、水和脱硫渣的再循环是独立加入到脱硫塔的，这样就避免了其它工艺三者的互相牵连，避免了增加脱硫剂时附加了水而使温度下降或加水降温时附加了脱硫剂，从而增加再循环量而增大碱酸比的情况。当然，以上三个参数总是相互影响、协同调节的，但三路系统的参数分别调节，会更方便灵活一些。

4预除尘器设置的探讨

对于是否使用预除尘器，很多文献或资料并没有详细说明。据国外一些资料指出，一般干法或半干法都设有预除尘器，但国内很多电厂没有设预除尘器。不设预除尘器，笔者认为起码会影响以下2方面。 4.1不利于燃料灰和脱硫灰的再循环

根据计算，锅炉燃煤产生的燃料灰的量比较多，而用于脱硫产生的脱硫灰的量比较少，通常前者是后者的三倍左右。以200 MW机组为例，耗煤量约95 t/h，产生的燃料灰约22 t（灰分的质量分数以25%计），而脱硫灰量（硫的质量分数以0.85%计）约7 t；以300 MW机组为例，耗煤量约140 t/h，产生的燃料灰约32 t，而脱硫灰量约11 t。这就是说，如果没有预除尘器，当脱硫灰和燃料灰混在一起再循环时，将有75%的再循环物是燃料灰，而这些大量的燃烧灰对提高脱硫率和降低碱酸比值并没有帮助，还会减少吸收剂、脱硫灰与SO2的接触，消耗动力，增大反应塔容量；由于再循环量变大，还会提高烟气喷射的初始速度以达到同样的流化状态，这一初始速度的提高，还会带来以下2个问题：

a)减小烟气在塔内的停留时间，使气体很快通过吸收塔，降低了塔内的反应率，将部分脱硫反应留在了下游设备中。

b)一般燃料灰比脱硫灰要粗一些，燃料灰的平均粒径大致为15μm±5μm，脱硫灰的平均粒径大致为10μm±5μm；燃料灰的体积质量一般为700～1 000 kg/m3，而脱硫灰的体积质量一般为500～1 000 kg/m3，烟气流速的加大，将大量的细微粒带出了反应塔，不利于吸收剂的有效利用，影响了碱酸比。 4.2影响脱硫塔下游的脱硫除尘器

是否设置预除尘器，对脱硫塔下游的脱硫除尘器会产生较大的影响。如果没有预除尘，大量燃煤灰混在脱硫灰中一起循环，使得循环量变大，脱硫除尘器的入口质量浓度也随之增大，在除尘器排放指标一定的情况下，脱硫除尘器的入口质量浓度是有限度的，太高的入口粉尘质量浓度也会使除尘器的造价上升，这样势必减少循环次数，降低吸收剂利用率，使碱酸比值变大。如果有预除尘器，这一情况将得到改善。这就可以解释GSA，NID脱硫工艺，在没有预除尘器时，循环次数只有30～50次；而CFB，RCFB脱硫工艺，由于设置了预除尘器，循环次数就可以达到100～150次。

5脱硫除尘器的设置

干法、半干法脱硫用的除尘器有别于火力发电厂的常规除尘器，大型火力发电厂一般1台炉配2台除尘器，而脱硫装置如果是配单塔脱硫，则通常只配一台除尘器。除了设备数量的不同使得脱硫除尘器变大外，其差别还主要在于除尘器入口质量浓度的不同。火力发电厂所配除尘器的入口质量浓度通常在35 g/m3左

3右（标准状态），若烟尘排放标准以200 mg/m计（标准状态），则效率通常为99.4%左右，而脱硫除尘器的入口质量浓度由于脱硫渣的多次再循环而变得很大，3通常达到0.6～1 kg/m（标准状态）。要达到相同的排放质量浓度，除尘效率通常要求达到99.97%以上。如使用RCFB技术的广州恒运集团公司的以大代小1×210 MW机组的烟气脱硫系统，脱硫除尘器的入口质量浓度为800 g/m3（标准状态），除尘效率要求达99.975%；使用NID技术的浙江巨化股份有限公司的230 t/h烟

3气脱硫用除尘器的入口质量浓度为1 kg/m（标准状态），除尘效率要求达99.98%。凡利用循环技术进行干法、半干法脱硫的工艺，其脱硫除尘器的入口质量浓度都很高。如GSA，NID等工艺，由于循环量较大，一般循环次数为30～40次时，脱

3硫除尘器的入口质量浓度便达到了1 kg/m（标准状态）。如采用预除尘器，由于再循环量减少了大约70%，其循环次数在100～150次左右时，脱硫除尘器的3入口质量浓度可达到600～800 g/m（标准状态），如RCFB工艺。对于高粉尘质量浓度的除尘器，国外有用布袋式的，也有用静电式的。由于布袋除尘价格较高，检修强度较大，更换频率快，且系统压降较大，厂用电高，我国趋向于使用静电除尘器。静电除尘器处理高质量浓度粉尘在结构上有其特殊的地方，各种工艺所采取的办法也不尽相同，如GSA工艺，在烟气进静电除尘器之前，先通过旋风分离器进行机械预除尘；NID脱硫工艺，在静电除尘器上加一段机械预除尘和小灰斗；lurgi公司采用上进气方式，通过烟气回转折流预除尘；德国WULFF公司在进口及第一电场采取预除尘措施的同时，又在振打清灰，改善放电极线形式，加大放电强度，提高放电电流强度，防止二次飞扬等方面做工作，并取得了较好的效果，获得了很高的除尘效率。尽管脱硫除尘器的入口质量浓度很高，但由于脱硫灰分的组成主要是钙的化合物，不会有燃煤灰中的Al2O3和游离SiO2等难以捕捉的物质，且脱硫灰的粉尘较细、比电阻较小，含湿量相对高一些、温度较低等因素，还是对除尘有利。但是，脱硫除尘器是干法、半干法脱硫工艺一个非常主要的设备。因为不仅有部分脱硫反应在除尘器中完成，而且除尘器还与脱硫塔的再循环联系在一起。严格意义上讲，脱硫除尘器是干法、半干法脱硫工艺的一个组成部分，与脱硫塔密不可分，实际上，国外所讲的干法脱硫工艺系统，就包括了脱硫除尘器。

6结论

由于干法脱硫工艺在占地、造价、操作、调节、维护、副产品无二次污染等方面的优点，这种工艺越来越受到业主方的广泛青睐。现在各国都在积极研究干法脱硫技术，并使之逐步向设备大型化、系统简单化、控制自动化发展，所以国内干法、半干法应用的比例也在逐步提高。随着对干法脱硫工艺的深入认识、研究和改进以及对脱硫灰综合利用的开发，干法脱硫工艺将会有更加广阔的应用前景。

参考文献

［1］黎在时，刘卫平．德国 WULFF公司的干法脱硫技术［J］．中国环保产业,2002(2):74—76 ［2］刘孜．我国二氧化硫和酸雨污染防治工作取得阶段性成果［J］．电力需求侧管理, 2001，3(3)：5—6

［3］容銮恩．燃煤锅炉机组［M］．北京: 中国电力出版社, 1998 ［4］郝吉明,王书恩．燃煤二氧化硫污染控制技术手册［M］北京: 化学工业出版社, 2001 ［5］薛建明, 马果骏.炉内喷钙炉后活化脱硫工艺对电除尘器性能的影响［J］．电力环境保护, 2001,17(1)：9—11

中含硫气井干法脱硫工艺优化分析篇3

关键词：含硫气井,干法脱硫,工艺优化

0 引言

随着全社会不断加强对环境安全的重视, 天然气作为洁净能源, 在能源结构体系中扮演着越来越重要的角色。我国目前开采的天然气中很大一部分都是含硫天然气, 含硫天然气不但危害人体健康, 污染环境, 并且对管道和设备产生强烈的腐蚀作用[1], 因此, 开发此类气藏的关键是选择经济有效的脱硫技术。

从脱硫剂的选择上来看, 脱硫技术可以分为干法脱硫技术和湿法脱硫技术[2,3], 干法脱硫主要包括海绵铁法、氧化锌法和活性炭法等, 湿法脱硫主要包括物理吸收法、化学吸收法、联合吸收法与氧化吸收法等。

河嘉203H井是川东北地区唯一一口中含硫气井, 原料气硫化氢含量约9 000 ppm, 通过技术优选并结合现场实际情况选择干法脱硫工艺, 脱硫剂为QF-12[4]。原有的二级脱硫工艺在现场实际运用过程中, 存在出站天然气质量控制难度大、倒塔工艺复杂和脱硫剂硫容低等问题, 为解决这些问题, 通过技术优化, 改进工艺流程及生产方式, 严格控制出站天然气质量达标。

1 基本情况

河嘉203H井属于中含硫气井, 通过任意两塔串联的生产方式实现含硫天然气脱硫目的。由于其属于该地区唯一的一口含硫气井, 因此采用适应性较强的干法脱硫工艺, 综合考虑设备性能、脱硫剂稳定性、击穿硫容、饱和硫容、更换周期、经济性和安全性等多方面的原因, 并通过试验研究, 最终选择QF-12脱硫剂, 并取得了较好的现场应用效果, 主要成分作用原理如下式所示。

随着安全和质量意识和要求的提高, 在生产过程中发现, 脱硫工艺存在一些问题:

(1) 双塔串联方式下, 当二级脱硫塔击穿过后, 立即倒换新塔, 但是, 倒塔作业过程的时间差可能使出站天然气硫化氢含量短暂超标, 甚至导致被迫关井。

(2) 由于脱硫塔击穿时间随产量和气质变化, 当出站在线硫化氢检测仪器故障或者人工检测不及时, 两塔串联生产方式下降可能出现出站天然气硫化氢含量超标, 造成质量或者安全事故。

(3) 脱硫塔卸料和装料前都需将脱硫塔上下游进行盲断, 由于管线直径较大, 盲板倒换频率高且劳动强度大, 不利于现场操作。

(4) 采用不间断生产方式, 必然会出现边生产边更换旧塔脱硫剂的现象, 因为脱硫塔区域属于含硫作业区域, 边生产变更换脱硫剂的生产方式加大了脱硫剂更换作业危险性, 也会降低脱硫剂更换作业效率。

综合考虑以上问题, 结合现场实际, 对脱硫工艺进行改造, 脱硫塔运行模式进行优化, 保障天然气硫化氢处理效果, 严格控制外输天然气气质达标。

2 工艺优化及效果评价

针对河嘉203H井脱硫塔运行过程中存在的问题, 对脱硫工艺和运行模式进行改造, 优化后的工艺流程图如图1所示。

工艺流程方面, 二级脱硫塔下游设置一个三级精处理塔作为保险塔, 主要目的是对前两级脱硫后的天然气进行精处理, 保证出站天然气质量严格达标, 有效避免倒换塔作业过程中天然气硫化氢含量短暂超标的可能性, 并且可以避免由于在线硫化氢检测仪故障及人工检测误差导致的倒塔不及时的问题。运行模式方面, 对脱硫剂更换模式进行优化, 采用停产集中更换脱硫剂的方式进行生产, 当所有二级脱硫塔或者三级脱硫塔击穿过后, 停产集中更换达饱和硫容的脱硫剂, 这样可以提高更换脱硫剂作业过程的安全性, 并且在前后端加装总盲板进行作业, 有效降低脱硫剂作业过程中的劳动强度, 更换脱硫剂过后, 第一组串联生产的主塔为更换脱硫剂前未达饱和硫容脱硫剂的脱硫塔。

如图1所示, 1#、2#和3#脱硫塔为一二级脱硫塔, 4#塔为三级脱硫塔, 以此为例简述具体运行方式。

正常生产流程:含硫天然气从1#脱硫塔主进管路进入1#脱硫塔, 经过一级脱硫处理过后, 从1#脱硫塔旁出进入汇气管线, 然后通过2#脱硫塔旁进管路进入2#脱硫塔, 经二级脱硫塔处理后, 从2#脱硫塔主出管路进入另一条汇气管路, 通过旁进管路经4#脱硫塔进行三级精处理, 然后通过4#管路主出进入到出站外输管线。

倒换脱硫塔流程:打开3#塔旁进、主出, 这时天然气从1#塔出来过后同时进入2#和3#脱硫塔, 然后关闭2#塔旁进、主出, 打开2#塔主进、旁出, 这时天然气从1#和2#脱硫塔出来过后进入3#脱硫塔, 最后关闭1#塔主进、旁出。这样实现由1#、2#串联倒换为2#、3#塔串联。

更换脱硫剂模式:当达脱硫剂更换条件后, 按正常关井流程进行关井, 依次进行流程氮气置换、脱硫塔区域盲板隔离、脱硫剂卸料作业、脱硫剂装料作业, 再次氮气置换、恢复流程, 然后按照正产开井流程进行开井复产。

3 效果评价

优化后的脱硫塔采用三级脱硫生产方式和停产更换脱硫剂运行模式相对于之前的二级串联, 主要提升了含硫天然气脱硫处理质量和脱硫剂更换作业安全。

设置三级精过滤装置过后, 有效保证出站天然气硫化氢含量达标, 弥补设计缺陷, 避免仪器误差和人为失误导致的质量事件和减少异常关井次数。采用停产集中更换脱硫剂的方式, 可以降低脱硫剂更换劳动强度和作业过程中的风险, 有效保障作业安全, 具有很强的适用性和安全性。

4 结论

(1) 干法脱硫工艺具有较强的适应性, 对中含硫单井站的脱硫应用效果较好, 对于这类中含硫气井天然气处理具有较好的经济性和可操作性。

(2) 设置三级精脱硫装置能有效提高天然气脱硫处理的安全性, 保障天然气处理质量和效率, 避免天然气质量事件。

(3) 采用集中更换脱硫剂的方式可以降低脱硫剂更换作业风险, 保障作业安全, 有效避免安全事故。

参考文献

[1]罗鹏飞, 张泉.天然气脱硫技术研究[J].石油工程与装备, 2014, 4:170~173.

[2]王剑, 张晓萍, 李恩田, 等.天然气脱硫技术研究现状与发展趋势[J].常州大学学报 (自然科学版) , 2013, 25 (3) :88~92.

[3]纪容昕.国内干法脱硫剂工业应用现状[J].化学工业与工程技术, 2002, 23 (1) :29~33.

干法脱硫工艺篇4

通过对荆门热电厂4号炉循环半干法脱硫的试验分析,讨论了Ca/S、脱硫操作温度对脱硫效率及电除尘器出口粉尘排放浓度的`影响,为循环半干法工艺在高硫煤脱硫中的实际应用提供参考.

作者：王辉王少权孟银灿斯洪良方培根作者单位：浙江菲达环保科技股份有限公司,浙江,诸暨,311800 刊名：电力环境保护英文刊名：ELECTRIC POWER ENVIRONMENTAL PROTECTION 年，卷(期)： 24(1) 分类号：X701.3 关键词：循环半干法脱硫应用分析

干法脱硫工艺篇5

一、石灰石性质对脱硫效果的影响

炉内干法脱硫过程主要分为石灰石煅烧分解、硫的析出与氧化、固硫反应三个步骤。[1]在炉膛内, 石灰石中的CaCO3煅烧分解为CaO, 析出CO2时, 会生成并扩大CaO中的孔隙, 增大其表面积。煅烧生成的CaO与煤中析出的SO2反应生成CaSO4, SO2由气态转化入固态化合物, 实现脱硫目的。

理论上讲, 石灰石粒径越小, 比表面积越大, 石灰石与烟气中SO2接触的机会越多, 脱硫效果越好。但是石灰石并非越小越好, 当粒径太小时, 过细的石灰石会不经分离器捕集而随烟气逃逸, 使石灰石利用率降低。[2]同样, 石灰石粒径也不能过大, 否则石灰石比表面积较小, 与SO2的反应速率降低, 并且反应生成的CaSO4体积大于CaCO3, 会堵塞石灰石表面和内部通道, 烟气中SO2无法进入石灰石内部进行反应, 导致脱硫效率下降。石灰石中碳酸钙含量对脱硫效果的影响较直观, 其含量越大, 石灰石脱硫效果越好。在大量循环流化床锅炉运行实践中发现, 石灰石活性对炉内脱硫的影响也很大。[3]石灰石活性主要取决于石灰石矿的微观分子结构形式、石灰石煅烧产物的孔隙率及孔径的分布范围等, 不同活性的石灰石反应性能差异很大。

二、不同产地石灰石性质研究

(一) 石灰石来源。

选择晋、陕、蒙地区的部分循环流化床锅炉脱硫使用的石灰石作为研究对象, 分别为山西保德石灰石矿1、矿2, 陕西府谷某石灰石矿, 内蒙包头石灰石矿1、矿2。

(二) 研究方式。

石灰石粒径采用LS颗粒粒度分析仪进行分析, 石灰石中碳酸钙含量采用化学分析方法进行检测, 石灰石活性采用热重分析方法进行分析。

(三) 石灰石研究结果及分析。

不同产地的石灰石成分、粒径、活性试验结果见表1。其中中位径是指粒径大于它的颗粒占50%, 小于它的颗粒也占50%。反应能力系数K表征石灰石脱硫反应最终可达程度, 其判别标准为:K>53, 反应能力属性为高;K在41～53, 反应能力属性为较高;K在23～41, 反应能力属性为中等;K在14～23, 反应能力属性为较低;K<14, 反应能力属性为低。CaO利用率表征反应时间为60分钟时, 石灰石中CaO的利用程度, 其判别标准为:η>21, 属性为高;η在19～21, 反应能力属性为较高;η在16～19, 反应能力属性为中等;η在13～19, 反应能力属性为较低;η<13, 反应能力属性为低。

1.成分分析。

晋、陕、蒙地区五个不同石灰石样的CaCO3含量都在92%以上, 满足炉内脱硫工艺对 CaCO3含量大于90%的指标要求。

2.粒径分析。

除内蒙包头石灰石矿1的石灰石由于粒度过大, 超出仪器检测范围外, 其余四个石灰石样品粒径均偏细, 中位径最大的山西保德石灰石矿1的石灰石, 也仅为51.46μm, 其它石灰石样品中位径均在10μm以下, 与最佳脱硫效果所对应的中位径范围250～450μm相比差距很大。

3.活性分析。

晋、陕、蒙地区五个石灰

石矿的石灰石反应活性差别很大, 最好的反应能力系数能达到60, 属于高反应能力属性, 对应的CaO利用率为18.25%, 最差的反应能力系数仅为17.8, 属于较低反应能力属性, 对应的CaO利用率仅为13.26%。

三、石灰石使用中存在问题分析

结合实际运行的循环流化床锅炉炉内脱硫控制情况和上述石灰石性质研究, 发现目前大多数电厂对石灰石活性的认识程度远远不够, 电厂只对进厂石灰石中CaCO3含量进行检测, 并根据CaCO3含量定价, 而对石灰石的活性不进行测定和提出相关要求, 导致部分电厂长期使用活性较低的石灰石, 使运行中石灰石消耗量大大增加。

另外, 大多数电厂对石灰石粒径控制也不严格, 对石灰石粒径只进行阶段性分析或不分析, 且没有对石灰石供应商提出相关粒径指标要求。从上述石灰石粒径研究来看, 炉内脱硫目前使用的石灰石粒径普遍偏细, 投入的石灰石粉不能被分离器捕集下来参加炉内二次或多次脱硫反应, 而是一次通过锅炉直接进入尾部烟道形成飞灰, 导致这部分细石灰石粉与烟气接触的时间过短, 利用率偏低, 不仅增加了脱硫所需的石灰石用量, 也增加了后续除尘器的压力。

目前, 国内循环流化床锅炉的脱硫效率普遍较低, 在实际运行中, 各电厂单纯通过不断加大石灰石加入量来提高钙硫比, 以降低SO2排放浓度、提高脱硫效率, 而未认真研究石灰石粒径、活性对炉内脱硫效率的影响规律, 没有对适合各自锅炉的最佳石灰石粒径进行实炉摸索, 从而导致石灰石用量大幅增加, 脱硫效果不能得到有效改善。

四、电厂脱硫石灰石使用建议

炉内干法脱硫效果的影响因素除了石灰石性质外, 还有锅炉床温、燃煤硫份、分离器性能等, 但石灰石作为炉内脱硫工艺的主角, 电厂一定要对其高度重视起来。

(一) 加强石灰石监督管理。

电厂要加强入厂石灰石性质的控制, 及时制定石灰石进厂取样、化验制度, 从化验规程、取样器具和方式、化验的频次、项目和标准等方面提出要求, 进一步加强石灰石的化验监督, 确保化验数据的可靠性, 保证其品质。

(二) 制定石灰石考评指标。

电厂要积极对石灰石粒度、活性进行检测, 并结合循环流化床锅炉及脱硫系统设计相关参数, 确定最佳石灰石活性、粒度、纯度、水分等指标, 积极选择活性高、粒径合适的石灰石, 对石灰石供应商提出详细的石灰石性质指标, 明确石灰石成分、粒径、活性指标, 并定期对石灰石进行检测、考评, 对不符合要求的石灰石及时停止使用。

(三) 定期分析石灰石控制效果。

选用高活性、粒度适合的石灰石后, 要及时对机组运行参数进行记录, 分析机组在不同运行负荷下, 锅炉床温、燃煤硫份、钙硫比、石灰石活性、石灰石粒径等因素与SO2排放浓度的关系, 掌握相关规律。通过定期分析, 实现更好地控制石灰石性质和进一步提高脱硫效率的目标。

摘要：炉内干法脱硫工艺使用的石灰石对脱硫效果有很大影响, 但目前很多电厂对石灰石性质没有全面认识, 文中通过对晋、陕、蒙不同地区的石灰石样品进行研究, 分析了石灰石在使用过程中存在的问题, 并提出了几点建议, 以提高石灰石的利用率。

关键词：循环流化床,脱硫工艺,石灰石,活性

参考文献

[1].于树辉.循环流化床锅炉炉内添加石灰石脱硫的研究[J].电力科技与环保, 2010, 26 (1) :45～48

干法脱硫工艺篇6

燃煤电厂是我国二氧化硫主要排放源, 约占排放总量的50%。这些电厂的机组有很多是早期建设的机组 (所谓的老机组) 。老机组一般没有预留脱硫场地, 炉后到烟囱之间的距离很短, 空间狭小, 脱硫装置布置困难;再加上当前电力供应紧张, 一般脱硫装置的建设周期长, 如果建设脱硫装置使机组长时间停运, 会给当前紧张的电力供应带来更大的困难, 会使电厂的经济效益受到很大的损失。

国华神电 (以下简称神木公司) 脱硫改造项目, 是国家“十一五”二氧化硫排放总量削减项目责任书中要求在2008年必须投运的项目之一。原方案采用石灰石-石膏湿法脱硫工艺, 但石灰石-石膏湿法脱硫工艺存在投资高、资金受限、场地布置困难等问题, 难于实施;同时, 湿法脱硫工艺耗水量大, 系统复杂, 难于运行维护;如采用湿法工艺将大大增加电厂的工业水耗和运行维护人员投入。国华神电经过多方考察、仔细研究、论证, 发现LJD火电厂新型高效干法脱硫除尘一体化工艺 (LJD-FGD) 在国内火电厂已得到广泛应用, 工艺十分成熟, 同时不存在湿法脱硫工艺存在的上述问题;考虑到脱硫改造投资、场地布置、建设周期、节水等因素, 最终选择了LJD-FGD技术作为神木公司2×100MW机组脱硫改造工艺。

采用LJD火电厂新型高效干法脱硫除尘一体化工艺成功解决了老机组脱硫除尘改造中遇到的几大问题, 同时LJD-FGD干法技术是一个节水工艺, 在富煤缺水地区的应用具有特殊的节水意义。下面以国华神电2×100MW机组的脱硫除尘改造为例进行介绍。

1 工程概况

国华神电于1995年开工建设, 2000年12月28日投入运营。电厂容量为2台100MW燃煤汽轮发电机组。本工程为#1、#2机组加装烟气脱硫装置改造工程, 采用两炉一塔的LJD-FGD干法脱硫工艺, 脱硫装置布置在烟囱后的空地, 整套装置占地面积约1080m2。

本工程从2007年10月初开始初步设计, 期间克服北方冬季无法施工的困难, 合理安排施工进度, 并利用锅炉停炉检修的时间完成脱硫系统与锅炉系统连接烟道的改造, 使锅炉的正常运行不受脱硫装置建设的影响。脱硫系统于2008年11月初顺利通过168h试运行并投入商业运行。

2 项目实施及运行情况

2.1 系统概况

根据电厂实际情况, 本项目采用两台机组共用一套脱硫系统的方案。烟气分别从两台锅炉引风机后的烟道引出汇合后, 依次进入脱硫吸收塔、脱硫布袋除尘器净化处理后, 再由1台脱硫引风机分别返回原烟囱入口的两条烟道。两条引出烟道和两条返回烟道分别设置2套进口风挡、2套出口风挡, 同时在原烟囱入口的两条烟道各设置1套旁路风挡, 作为脱硫系统的旁路烟道, 实现脱硫系统与原锅炉主机系统的相互独立、互不影响;同时, 本套系统设置了清洁烟气再循环系统, 满足单台锅炉运行或锅炉低负荷运行时脱硫系统的正常投运。工艺流程如图1所示。

本套脱硫系统采用生石灰为吸收剂, 在脱硫岛内设置一套干式石灰消化系统将生石灰消化成消石灰后加入脱硫吸收塔;脱硫副产物采用气力输送方式送至电厂现有粉煤灰库。脱硫用水、气及蒸汽分别从电厂现有工业水系统、空压机房及采暖蒸汽系统引接;脱硫用电从电厂原6k V厂用备用柜引接。脱硫系统主要设计参数如表1所示。

2.2 技术创新

LJD火电厂新型高效干法脱硫除尘一体化工艺已经在电厂得到广泛、成熟的应用, 针对神木电厂的实际情况, 本工程对采用的LJD工艺进行了以下创新:

2.2.1 配套单台脱硫引风机, 进一步增强了系统运行的稳定性

LJD工艺原来采用配套2台脱硫引风机的方案, 通过对该工艺运行特点的分析及本项目为炉后脱硫旁路改造的实际情况, 提出了采用1台引风机替代2台引风机的方案。由于LJD系统运行负荷为设计负荷的75%~110%, 波动范围小, 因此, 采用1台脱硫引风机是最优的配置方案:一可避免采用2台引风机可能存在的烟气偏流现象;二来采用单台引风机使控制和调节功能得以简化, 进一步增强了系统运行的稳定性。除此以外, 配套单台引风机在投资、运行费用及占地面积等方面都具有优越性。

由于本项目属于老机组改造, 采用单台引风机还须考虑电厂现有供电系统是否能满足单台引风机的运行负荷要求。经过详细核算并通过系统优化, 最终采用单台脱硫引风机的方案得以成功实施。

2.2.2 蒸汽在LJD系统内的双重利用, 进一步降低了水耗

LJD工艺采用蒸汽对相关系统进行加热, 根据神木公司的管理规定, 蒸汽加热产生的冷凝水不能就地排放。如果排回电厂原有冷凝水系统, 由于距离过远, 必须配置冷凝水泵, 增加动力消耗。根据LJD工艺的蒸汽及水系统特点, 通过核算蒸汽冷凝水对LJD水系统可能产生的影响, 改进蒸汽和水系统配置, 使蒸汽加热的冷凝水自动回流至水系统的工艺水箱, 并由此用作烟气降温用水, 使蒸汽得到更充分的利用, 也节约了工艺水的耗量。

2.3 工程实施进度

本项目于2007年10月初开始初步设计, 10月底土建队伍进场开始土建施工, 12月初完成土建施工并进行养护。2008年3月在现场及气候条件满足施工的前提下, 安装队伍开始进场安装;4月4日至4月13日、4月26日至5月5日, 分别利用2#、1#锅炉停炉检修的10天时间完成烟道改造及相应风挡的安装, 之后锅炉继续正常运行;当进行脱硫系统与锅炉系统的烟道接驳时, 锅炉不需要再停机即可完成。2008年10月8日整套系统开始单体调试, 10月15日开始分系统调试, 11月4日进入168h整体试运并一次性成功。建设完成后的整体照片如图2所示。

2.4 运行情况

神木公司2*100MW机组烟气脱硫系统于2008年11月投运至今, 整套脱硫系统工况运行稳定, 未发生任何影响脱硫系统运行的缺陷。

经神木公司、省环保、省电力公司三方烟气在线监测系统校核比对, 脱硫除尘岛各项指标均能达到设计保证值。关键指标出口粉尘排放浓度低于50mg/Nm3 (最低低于20mg/Nm3) , 出口SO2浓度低于100mg/Nm3 (最低低于30mg/Nm3) ;脱硫效率在90%以上, 最高达98.8%, 平均为94%;脱硫岛出口温度保持在72℃以上。水耗、电耗、生石灰耗量等各项消耗指标均在设计保证值范围, 其中2台锅炉满负荷工况下脱硫系统的总电耗约2700k W, 约占总发电的1.3%。

在各种锅炉负荷情况下, 脱硫系统都具有良好的适应性, 能够正常稳定运行;同时, 脱硫系统对于锅炉负荷的快速调整, 也具有快速适应能力。调试期间曾将2台锅炉负荷在10min之内由150MW升至210MW、后又在10min之内从210MW降至150MW, 脱硫系统仅通过清洁烟气再循环系统的调整就能适应负荷的快速波动, 各个子系统都运行正常。

脱硫系统在投入及退出运行阶段, 通过各个风挡之间的操作配合, 能轻易实现不影响锅炉的正常运行;同时, 模拟了脱硫系统紧急故障的工况, 在该工况下旁路风挡能快速自动开启, 避免了脱硫系统故障对锅炉运行的影响, 且不会对锅炉运行造成波动。

3 技术经济分析

神木公司2*100MW发电机组燃用低硫煤, 其脱硫改造采用两炉一塔的炉后旁路布置方式, 在保证SO2减排量 (7100t/年) 的基础上, 不仅大大节约了投资成本 (单位发电投资成本为248元/k W) , 也使脱硫运行成本得到有效控制 (脱硫成本为1541.4元/吨SO2) , 综合每千瓦时电增加的脱硫除尘费用为0.73分/k W·h。具体指标详见表2。

4 结束语

LJD火电厂新型高效干法脱硫除尘一体化工艺在神木公司2*100MW机组干法脱硫系统的成功应用, 表明该技术具有技术成熟、经济性好、占地小、占用电厂发电时间短等特点, 对我国大型火电老机组的脱硫除尘改造具有很好的示范效用。此改造项目利用LJD-FGD技术在布置上的灵活性, 将脱硫塔布置在烟气末端, 最大限度地减少脱硫除尘岛的占用空间, 缩短脱硫除尘岛的长度。该项目的成功实施, 证明LJD-FGD工艺可以解决当前老机组脱硫除尘改造遇到的场地狭窄、占用电厂发电时间长等问题, 此外, LJD-FGD工艺耗水量低, 特别适合应用于富煤缺水地区燃煤电厂的烟气脱硫。

在污染物排放控制上, LJD-FGD工艺脱硫率可达到95%以上, 脱硫布袋除尘器出口粉尘排放控制在50mg/Nm3以下, 进一步降低粉尘排放浓度, 满足日益严格的环保要求。

摘要：以中电国华神木发电有限公司 (以下简称:国华神电) 2×100MW机组采用LJD火电厂新型高效干法脱硫除尘一体化工艺进行脱硫除尘改造为例, 总结该工艺在老机组脱硫除尘改造中的应用。

干法脱硫工艺篇7

1 工艺简介

循环流化床干法烟气脱硫装置是以循环流化床原理为基础, 包括循环流化床吸收塔、布袋除尘器、吸收剂制备、物料循环、吸附剂加入等系统。该技术工艺流程如图1所示。

从锅炉空预器出口的高温原烟气, 经烟道从底部进入吸收塔进行反应净化, 净化后的含尘烟气从吸收塔顶部侧向排出, 然后转入布袋除尘器进行气固分离。经除尘器捕集下来的固体颗粒, 通过除尘器灰斗下的脱硫灰再循环系统, 返回吸收塔, 灰中的剩余吸收剂继续参加反应, 如此循环。反应后的脱硫副产物排至脱硫副产物仓, 再通过罐车或二级输送设备外排。经脱硫布袋除尘器净化后的烟气经引风机排往烟囱。

2 主要控制回路及其优化

循环流化床干法烟气脱硫装置主要控制回路有烟气量控制回路、床层压降控制回路、布袋压差控制回路、温度控制回路、SO2排放浓度控制回路。

2.1 烟气量控制回路

循环流化床干法烟气脱硫技术核心是流化床技术, 利用反应塔入口的文丘里装置加速烟气, 使塔内包含脱硫吸收剂如消石灰的物料颗粒形成流化状态, 与烟气中的污染物如SO2充分接触, 在喷入雾化水的情况下二者产生反应, 反应形成脱硫产物硫酸钙或亚硫酸钙。保持稳定的烟气流量是确保塔内流化床良好工作状态的前提, 是保证脱硫高效率的前提。在工程上, 采用一个烟气调节挡板, 把出口的烟气返回塔入口, 补充不足的部分烟气。

2.1.1 调节及存在的问题

传统上采用PID调节器来控制调节挡板, 即把出口的烟气流量作为控制目标, 其与设定的烟气量的偏差作为控制变量, 偏差越大, 则挡板的开度就越大。当烟气量变化较为平缓时, 该控制有效, 当锅炉负荷变化较快, 比如调峰机组, 该PID调节器就经常因为过调造成锅炉炉膛压力变化太大, 从而影响主机运行, 严重时甚至造成炉膛灭火事故。为避免对主机运行的影响, 很多用户把该控制回路切为手动控制, 然而这样就降低了干法烟气脱硫装置的性能, 无法满足高脱硫率的要求, 超低排放就很难实现。

2.1.2 优化措施

首先在仪表检测方面, 引入关联数据综合判断, 避免干扰。烟气流量的测量一般采用超声波流量计进行测量, 在某些情况下超声波流量计易受噪音或震动的干扰, 输出突变, 造成烟气量PID调节器超调或切除自动。为避免这种故障发生, 在实际工程中采用与锅炉负荷、引风机电流等联锁, 当输出急剧突变时, 同步检查锅炉负荷、引风机电流的变化速率, 不匹配时即判定超声波流量计工作异常, 从而避免烟气量控制回路误动作。

其次在控制上, 引入炉膛负压, 作为保护目标, 当炉膛负压的变化范围超过要求的数值时, 停止烟气量PID控制回路的动作, 即炉膛负压作为一个缓冲器, 减缓调节器的调节速率。

通过以上措施, 即避免了仪表的干扰, 又最大限度不影响主机的运行, 同时能够满足脱硫控制要求, 烟气量控制调节回路可见在锅炉负荷急剧变化情况下, 通过调节烟气再循环挡板开度, 可以保证布袋出口的烟气量基本上稳定。

2.2 床层压降控制回路

保持一定的塔内床层压降即维持塔内一定的颗粒浓度, 可以保证烟气中的污染物被颗粒中的吸收剂反应吸收。压降不能太低, 否则影响脱硫效率;太高则徒增引风机阻力, 能耗增加。一般情况下按工艺要求控制在一定数值内维持恒定即可。床层压降的调节是通过调整布袋灰斗下流量调节阀的下灰量来实现的, 由于布袋灰斗一般不止一个, 因此涉及多个灰斗下灰量协调控制。

2.2.1 常规调节及存在的问题

传统控制一般通过PID调节器+异常人工干预来实现。由于灰斗流化分布不均匀、灰压不同及下灰调节阀参数不一致等原因, 在下灰调节阀同样开度的情况下, 仍然会出现灰位不一致情况, 严重时造成个别灰斗低低料位报警, 这时就需要人工介入, 把对应的阀门切出自动控制, 关小甚至关闭阀门。在这个过程中经常造成床层压降的波动, 从而影响脱硫效率。同时在机组较大, 灰斗较多时 (4~8个/套) , 操作人员需要随时关注多个灰斗料位情况, 操作难度增加。

2.2.2 优化措施

首先在灰位检测上解决灰斗料位无法连续监测的难题。布袋除尘器灰斗因温度、介质介电常数、安装位置限制以及灰处于流化状态等因素造成灰位连续监测较为困难。无论是射频导纳料位计、雷达料位计还是核子料位计测量效果都不甚理想。为此, 福建龙净环保公司自主研制的灰位状态连续测量装置, 由智能料位检测开关、智能压力传感器、反吹装置、手动取样孔等设备组成, 整套灰位连续测量报警装置能够反馈灰斗灰位实时状态, 并能够输出4~20m A信号和2组料位报警开关量信号。

在控制上, 采用床层压降和灰斗灰位自平衡相结合的协调控制技术, 能够实现多个灰斗料位的平衡, 避免因个别灰斗料位太低无出料造成床层激烈波动的状况。多灰斗灰位平衡协调控制技术是以灰位连续测量为基础, 统筹多个灰斗料位分布情况, 确定其中值, 通过各灰斗料位与中值之间的偏差, 根据料位越高则开度越大, 料位越低则开度越小的原则, 计算得到对应排灰流量调节阀开度大小。采用这种办法则床层压降围绕设定值波动极小, 控制效果好。且在协同控制床层压降的同时, 各灰斗料位也实现自动平衡, 避免以往操作员频繁手动操作、调整, 实现了床层调节和灰斗灰位控制的智能化。

2.3 布袋压差控制回路

布袋压差必须控制在合适的值, 太高, 则引风机阻力增加, 能耗增加, 太低, 则需要频繁的喷吹, 耗气的同时也造成滤袋寿命减少, 还有可能破坏滤袋的粉饼层, 造成粉尘出口排放提高。一般工艺要求控制在1.2~1.4k Pa。

2.3.1 存在的问题

传统布袋压差的控制采用档位控制, 即根据实际布袋压差数值与设定的压差值比较, 确定布袋喷吹的时间档位。由于喷吹风机数量和容量的限制, 档位设置的级数不能多 (一般仅设置慢、中、快3档) , 控制的精度较粗, 实际布袋压差值不是在低位 (喷吹太频繁) , 就是在高位 (喷吹不足) , 控制的效果不理想。

2.3.2 优化措施

为了更为精确地控制布袋压差在设定值附近, 采用无极调速的模式, 即在每一个喷吹周期对当前的布袋压差与设定值进行一次比较, 高于设定值, 则相应减少喷吹时间;否则就增加喷吹时间。同时与喷吹风机联动, 仅当喷吹压力满足要求时才开始喷吹, 保证喷吹效果。

经过此优化后, 与原档位控制比较, 在相同工况下, 维持同样的布袋压差, 喷吹次数可减少10%以上, 目标值与设定值接近, 实现了在较少喷吹次数的情况下, 维持布袋压差在设定值附近的目的。减少了能耗, 同时较好地保留了滤袋的滤饼层, 保证了出口粉尘的超低排放。

2.4 温度控制回路

为了使吸收剂消石灰和烟气中污染物如SO2实现反应, 需要向反应塔内喷入高压雾化水, 控制塔出口的温度亦即控制喷入的水量。循环流化床干法烟气脱硫工艺一般控制此温度约70℃左右。

2.4.1 存在的问题

传统上温度控制调节采用PID调节, 反应塔出口的温度作为控制目标, 与设定值比较, 差值大时喷入更多的水, 否则相反。由于负荷或烟气量的变化, 入口的温度在变化, 尤其是在低负荷时, 入口烟温较高负荷时下降较多, 会造成喷入的水量急剧减少, 而塔内部的颗粒总量基本不变, 颗粒表面湿润度不足, 吸收剂与SO2的反应速率大幅下降, 表现为整套装置在高负荷时效率很高, 在低负荷时反而效率很低。为了满足出口超低排放的要求, 操作人员不得不大幅增加脱硫吸收剂喂入, 从而使吸收剂耗量急剧增加, 最终有可能造成吸收剂仓中的消石灰耗尽引起脱硫停运。

2.4.2 解决措施

鉴于温度对于脱硫效率影响非常明显, 因此在工程上采用烟气湿度仪, 安装在装置出口, 监测烟气中水份的变化。如果在低负荷情况下, 因为喷水不足造成烟气中湿度降低, 则可以适当提高喷水量亦即适当降低塔出口温度, 实际上以≤1.5℃为宜。这种措施适合短时低负荷工况。

如果长时间或频繁在低负荷运行, 在工程上另一种措施就是适当提高入口烟气温度, 比如引入空预器前的高温烟气与入口烟气混合, 提高入口烟温。

2.5 SO2排放浓度控制回路

SO2排放浓度控制回路是一个前馈+反馈的PID调节控制器。入口烟气流量与入口SO2浓度的乘积 (即入口SO2总量) 作为前馈, 出口SO2浓度作为反馈信号。这种调节控制方式可以体现入口SO2浓度变化 (煤种) 、负荷变化 (烟气流量) , 同时当出口SO2浓度超标时可以修正吸收剂的喂入量。

2.5.1 存在的问题

由于环保排放要求的提高, SO2排放浓度控制从以往的400mg/Nm3一直下降至目前超低排放要求的35mg/Nm3, 出口浓度的反馈调节控制变得很弱, 相当于近零排放 (出口SO2排放浓度接近零) , 所以在超低排放要求下全靠前馈控制调节。为了维持出口SO2排放浓度的超低排放, 操作人员一般采用吸收剂过量喂入的办法, 即时刻保持塔内吸收剂相对于入口SO2的过量, 来实现超高的脱除效率。在负荷较为稳定的工况下, 这种办法还较为有效, 但当负荷变化较为频繁或激烈时, 经常发生出口排放的超标现象。

另外一个问题就是前面讲到的入口烟温变化造成的喷入水量的变化, 这个影响更为显著。负荷降低意味着入口烟温降低, 包括启炉阶段 (环保部门一般要求这个阶段烟囱排放也得达标) , 因此如何在入口烟温较低的工况下保持出口的超低排放, 是个较难解决的难题。

2.5.2 解决措施探讨

对PID调节器的优化:保留入口SO2浓度与入口烟气流量乘积作为PID的前馈 (因布置原因无法安装烟气流量仪时可单独采用入口SO2浓度作为前馈) , 反馈值采用级数调节, 比如设置5档, 根据出口SO2浓度与设定值比如30mg/Nm3 (一般设置此值比目标值低些) 插值选择级数, 插值越大, 吸收剂的下料量就越大, 反之则减小。该改进可确保PID调节器对入口和出口的SO2浓度变化保持高度的敏感性, 确保实现出口SO2持续超低排放。

3 结论

循环流化床干法烟气脱硫装置中的烟气量控制回路、床层压降控制回路、温度控制回路和SO2排放浓度控制回路在运行中是相互关联的, 烟气量控制回路是基础, 也就是说只有这个回路投入自动, 其余回路才能够投入自动运行, 否则容易引起踏床等事故。

床层压降控制回路、温度控制回路是SO2排放浓度控制回路的基础, 只有床层压降控制回路、温度控制回路投入自动运行, SO2排放浓度控制回路的自动运行才有可能。

半干法脱硫循环灰斜槽优化设计篇8

本文针对杭州三星纸业有限公司1×35t/h链条炉烟气半干法脱硫除尘改造工程, 优化设计了循环灰斜槽, 运行简单, 尤其适用于老机组改造, 具有很高推广价值。

1 循环灰斜槽的工作原理

在脱硫状态下, 从布袋除尘器除下的灰中, 一部分为粉煤灰、硫酸钙等, 另有许多未反应完全的熟石灰。本系统中设有非常重要的循环灰系统, 一方面可提高吸收剂 (Ca (OH) 2) 的利用率及脱硫效率, 保证脱硫系统正常运行;另一方面可增加反应浓度, 使反应在浓相条件下进行, 使烟气与吸收剂充分接触反应, 才能实现较高的脱硫效率。循环灰斜槽流动性的好坏, 则是决定脱硫系统能不能投入运行的关键。

布袋除尘器灰斗中的灰大部分经布袋循环灰斜槽的输送至反应塔内, 与烟气充分混合后继续参加反应, 循环利用, 小部分外排。

循环灰斜槽底部有流化风管接入, 起到流化作用, 使灰在较小倾角情况下, 快速向下流动。

2 循环灰斜槽优化设计

循环灰斜槽分为两部分, 一是布袋船型灰斗斜槽, 二是布袋船型灰斗循环灰斜槽与反应塔之间的循环灰斜槽。

为了保证循环灰的流动性和检修简便, 每1m布袋船型灰斗斜槽配置一块外置的斜槽气化板, 每块气化板上配有一个流化风管, 使循环灰有很好的流动性, 这种外置的斜槽气化板可以在布袋工作的情况下进行替换。设计中每段间隔2m, 每1m配置一块外置的斜槽, 这种外置的斜槽采用螺栓联接, 每一小段循环灰斜槽要能独自拆卸, 便于安装和检修。循环灰斜槽分上下两部分用螺栓联接。

布袋船型灰斗循环灰斜槽与反应塔之间的循环灰斜槽, 除了具备上述优化设计外, 还具有每一小段循环灰斜槽至少有一个检查孔。以便观察其流动性。为保证循环灰斜槽整体密封性能。透气层与料室、气室两侧法兰连接处安装时涂以硅胶作密封剂。

3 运行效果

整个脱硫系统运行中循环灰斜槽流动性能好, B315循环灰斜槽灰流量满足反应塔47t/h的量, 设计简单, 检修方便, 成本低, 能很好地保证物料平衡。

摘要：电站锅炉烟气脱硫循环所产生的废气排放, 提出了一种半干法脱硫循环灰斜槽技术。该灰斜槽有很强的输灰能力, 为了使循环灰有更好的流动性能, 在设计时可根据不同的烟气介质进行优化设计。

半干法烟气脱硫的研究进展篇9

烟气脱硫按照脱硫方式和产物的处理形式划分, 可分为干法、半干法和湿法3类[1]。近些年来, 单纯依靠湿法脱硫已经不能满足市场需求。干法和半干法烟气脱硫因其运行可靠、系统简单等优势, 是中小电厂的不错选择。

1 典型烟气脱硫技术

1.1 湿法烟气脱硫技术

在大型电站的烟气脱硫领域中, 湿法烟气脱硫因其运行可靠、适应煤种含硫量和机组负荷、脱硫效率高等优点有着无可替代的地位。但湿法烟气脱硫系统复杂、运行费用高, 初期投资大, 脱硫产物难于处理等。而且, 我国的湿法脱硫更多的是依赖进口, GGH、循环泵、除雾器等设备的国内加工还要假以时日, 这给中小电站和热电站的烟气脱硫造成了压力[2]。

1.2 干法烟气脱硫技术

干法烟气脱硫技术 (DFGD) 是采用干态粉状脱硫剂与燃煤产生的SO2反应来去除烟气中SO2的。脱硫反应和脱硫副产物处理均在干状态下进行, 没有废水产生, 设备腐蚀小, 烟气无需再热, 结构简单, 设备易于维护, 运行费用低。但干法脱硫技术存在脱硫剂利用率低, 脱硫效率低等缺点。

1.3 半干法烟气脱硫技术

半干法烟脱硫 (SDFGD) 如今应用并不多, 但因其兼具干法和湿法脱硫的一些优势, 受到人们的广泛关注。半干法烟气脱硫脱硫反应速度快, 相比于湿法脱硫, 有着投资省、工艺简单等优点;当钙硫摩尔比为1.2时, 通过控制绝热饱和温度, 其脱硫效率达80%以上, 远远高于单纯的干法烟气脱硫;同时具有干法脱硫产物易于处理, 无废水排放的优点。

2 半干法烟气脱硫研究进展

2.1 喷雾干燥法脱硫

20世纪70年代, 丹麦NIRO公司开发了旋转喷雾干燥烟气脱硫技术 (SDA) 。由于雾化液滴很小很均匀, 比表面积大, 所以反应速度快, 脱硫效率可达85%;投资低于湿法工艺;无废水排放。但SDA塔壁粘结固体, 管道容易堵塞;由于旋转喷雾器转速达15000-20000r/min, 易于损坏, 需经常更换;脱硫剂的利用率不合理, 一些最新的SDA装置通过研制高效脱硫剂和添加剂、增加再循环灰系统来提高脱硫剂的利用率[3,4]。

2.2 循环流化床烟气脱硫

20世纪80年代, 德国鲁奇 (Lurgi) 公司开创性地将循环流化床技术引入到烟气脱硫中, 开发了一种新型半干法烟气脱硫技术-循环流化床烟气脱硫 (CFBFGD) [5]。该技术通常与炉内喷钙相结合, 炉内未反应的Ca O进入循环流化床反应器, 被湍流破碎, 增大了与SO2的反应面积;而且采用循环流化床, 通过吸收剂的多次再循环, 增长了其与烟气的接触时间, 大大提高了脱硫吸收剂的利用率。我国东南大学、清华大学等单位对循环流化床脱硫技术进行了大量的实验研究, 并开发出了一些具有自主知识产权的脱硫装置[6,7], 有的已经投入运行。

2.3 惰性粒子喷动床与惰性粒子流化床烟气脱硫

20世纪90年代, 为进一步解决脱硫剂在反应器内停留时间不理想的问题, 日本学者提出了粉末-颗粒喷动床 (PPSB) 烟气脱硫的概念。这种脱硫技术具有很高的脱硫效率, 而且脱硫产物易于处理。很多国内学者针对喷动床的形式、脱硫剂的种类、添加剂等对其进行了深入研究。张少峰[8,10]等在实验研究的基础上, 开发了一种双喷嘴矩形导流管喷动床, 并研究了添加剂对脱硫效率的影响。

随后, 不少学者将惰性粒子流化床应用于半干法烟气脱硫技术中。东南大学的郭宏伟、袁佳丽等[11]采用毫米级别的惰性粒子进行流化床脱硫实验, 研究了钙硫比、近绝热饱和温度、静止床层高度、惰性粒子粒径、近绝热饱和温度和床层温度等对脱硫效率的影响, 指出近绝热饱和温度、钙硫比是影响脱硫效率的主要因素。加入的惰性粒子能够明显提高半干法的脱硫效率。同时, 他们指出烟气脱硫的床层温度不得低于70℃, 否则容易结块。

随后, 金轶风[12]将惰性粒子流化床脱硫与钠碱法结合, 研究了钠硫比、入口烟气温度、惰性粒子粒径和床层高度等对脱硫效率的影响, 并拟合了脱硫效率关联式。这种脱硫方式加快了脱硫反应速率, 避免了湿法脱硫中的一些问题。

加入惰性粒子进行半干法脱硫, 其优势体现在以下几点:

(1) 反应器内装有惰性粒子, 颗粒处于流化态, 颗粒的流化使得吸收剂分散均匀, 烟气的温湿度和SO2浓度均匀;惰性粒子的存在显著增大了传热传质的面积。

(2) 吸收剂附着于惰性粒子表面, 其停留时间是烟气停留时间的数百倍。因而, 吸收剂的利用率和脱硫效率都很理想。通过降低烟气速度、增加静止床层高度、缩小粒子粒径, 停留时间会相应增加。

(3) 为保证粒子的流态化, 其运行气速快;脱硫与干燥同时进行, 反应后产物为干态。这些都缩小了设备的体积, 非常适合小型电厂的应用。

在惰性粒子流化床烟气脱硫中, 采用钙基脱硫剂容易出现脱硫塔内壁积灰、喷嘴磨损、除尘器腐蚀、喷嘴磨损、浆液管路堵塞等问题。有些问题在很大程度上是因为钙基脱硫剂浓度大、粘度大、流动不畅或者浆液流速过小。

钙基半干法脱硫的副产物一般是由Ca SO3、Ca SO4、飞灰以及未反应的石灰组成的。在惰性粒子流化床内, 脱硫与干燥同时进行;反应产物在经过干燥后, 有一部分不能及时排出, 而是以固体的形式贴在脱硫塔内壁, 这种情况会随着脱硫的进行愈发严重, 最终造成脱硫塔流通的横截面积减小, 导致烟气流速增大, 在塔内的停留反应时间减小, 脱硫效率降低。

1-鼓风机;2-气体流量计;3-加热器;4-SO2入口;5-温度计;6-压力计;7-SO2入口浓度测点;8-分布板;9-脱硫干燥塔;10-恒流泵;11-浆液池;12-压力计;13-湿度计;14-温度计;15-SO2出口浓度测点;16-旋风除尘器;17-灰斗;18-喷淋塔;19-滤网;20-喷淋水入口;21-引风机

2.4 氨法脱硫与惰性粒子流化床烟气脱硫

钙基脱硫剂使得半干法脱硫的应用很受限制。而氨也是一种良好的碱性吸收剂, 其碱性要强于钙基 (石灰石、石灰) 。从吸收化学机理上分析, SO2的吸收属于酸碱中和反应, 脱硫吸收剂的碱性越强, 越有利于SO2的吸收。从传质理论的角度分析, 钙基吸收剂吸收SO2属于气固反应, 反应速度相对缓慢, 反应不完全, 吸收利用率低。所以, 很多脱硫技术的改进也是针对脱硫剂的细化、雾化、循环等方面, 这势必会增加系统的复杂程度和能耗。而氨气与SO2的反应属于气-液或气-气反应, 其反应速率比钙基快, 吸收利用率也会相应提升。单纯考虑吸收反应过程, 氨法脱硫的吸收设备体积比钙基吸收设备体积小, 能耗低。

在半干法烟气脱硫技术的基础上, 作者以氨水作为脱硫剂、惰性粒子流化床作为脱硫塔主体就运行工况的稳定性、运行参数对脱硫效率的影响等作为基本研究内容, 分析其可行性, 并寻求氨法脱硫相对于钙基半干法烟气脱硫的优势与不足。具体研究内容如下:

(1) 氨法脱硫原理研究。分析了NH3、SO2和H2O的反应机理, 提出了包括氨硫比、近绝热饱和温度、烟气停留时间等影响氨法脱硫的主要因素, 并从脱硫效率与装置运行等方面具体分析了这些影响因素。

(2) 实验研究。通过氨法脱硫实验, 采用单因素确定法来分析各运行参数 (氨硫摩尔比、近绝热饱和温度、床层温度、床层高度、入口SO2浓度、惰性粒子直径) 对脱硫效率的影响, 并拟合了脱硫效率关联式。

(3) 建立数学模型。采用双膜传质理论, 以前人研究为基础, 结合氨法脱硫的具体特征, 提出了氨法惰性粒子流化床烟气脱硫反应数学模型。通过计算与实验值比较后, 验证了模型的合理性。

实验结果表明, 氨法惰性粒子流化床脱硫效率明显高于钙基半干法烟气脱硫。当床温85℃, 氨硫比为2, 近绝热饱和温度15-20℃, 惰性粒子粒径2mm, 床层高度80mm, 入口SO2浓度700ppm时, 脱硫效率达到90%。影响趋势:床温越高, 氨硫比越高, 近绝热饱和温度越低, 惰性粒子粒径越小, 床层高度越高, 更有利于提高脱硫效率。

3 结束语

半干法烟气脱硫能够克服湿法脱硫工艺复杂、成本高的问题, 对小型电厂脱硫设备的建设提供了引导意义。但是, 半干法烟气脱硫工艺容易出现粘壁、脱硫效率不稳定等问题, 因此, 许多学者提出了采用惰性粒子为载体, 使脱硫剂与烟气在其表面完成脱硫过程, 或者选用氨水作为脱硫剂, 试图解决钙基脱硫剂进行脱硫存在的问题。虽然这些研究取得了一定的效果, 但是, 要将这些研究具体进行大规划工业应用, 还存在不小的阻力。氨水虽然脱硫效率高, 更不容易黏壁、堵塞, 但是, 氨本身价格就远远高于钙基脱硫剂。因此, 要解决上述一系列问题, 还需要大量的研究去做, 如下:

(1) 进一步对脱硫装置结构本身进行探讨和优化。 (2) 寻求更为优良的脱硫剂, 解决其与成本之间的矛盾。 (3) 如何将干法烟气脱硫具体应用于大型电站锅炉。

摘要：文章阐述了半干法烟气脱硫技术的研究进展, 在分析半干法烟气脱硫存在的问题的基础上, 提出了采用氨水作为脱硫剂进行惰性粒子流化床烟气脱硫。结果表明, 氨法惰性粒子流化床烟气脱硫效率理想, 反应器运行稳定, 能够解决半干法烟气脱硫存在的部分问题。最后, 作者对半干法烟气脱硫今后的工作方向提出了自己的见解。

关键词：烟气脱硫,半干法,氨法

参考文献

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[3]雷仲存.工业脱硫技术[M].北京:化学工业出版社, 2000:189-200.

[4]喷雾干燥烟气脱硫工艺[J].电力环境保护, 1999 (3) :59-62.

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[6]马春元, 徐夕仁, 李京, 等.双循环流化床烟气脱硫装置[P].国家实用新型专利:99246582.6.

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[9]王淑华, 王经, 张少峰.双喷嘴矩形导流管喷动床脱硫性能的研究[J].化学工程, 2008, 36 (3) :64-67.

[10]张少峰, 赵卷, 张占锋, 等.添加剂对喷雾-喷动床半干法烟气脱硫性能的研究[J].化工环保, 2004, 24 (4) :244-247.