循环流化床脱硫技术工程应用及增效优化

目前，我国大型火电厂烟气脱硫主要采用石灰石/石膏湿法脱硫工艺，该技术脱硫效率高，但系统复杂、投资较大、占地面积大、运行成本较高。中小锅炉多采用干法、半干法脱硫工艺，以降低脱硫装置的投资和运行费用。随着环保标准的日益严格，尤其是《火电厂大气污染物排放标准》(GB13223-2011)的实施，将SO2排放标准修改为100mg/m3，大多数采用了干法、半干法工艺的脱硫项目很难达标，需要进行脱硫改造。本文介绍了山西某电厂循环流化床脱硫运行了参数优化调整过程及取得的效果，以探讨该工艺适应新标准的可能性。

1、工程概况

电厂一期工程建设2*50MW机组，配套建设脱硫岛装置对2*50MW炉后烟气进行脱硫、除尘。锅炉型式为WGZ220/9.8-14，锅炉最大连续蒸发量为220t/h，过热器出口蒸汽压力为9.8MPa，过热器出口蒸汽温度为540度。脱硫采用循环流化床半干法工艺，两炉一塔。脱硫除尘岛的设计按照锅炉最恶劣工况进行，设计脱硫效率90%，增效目标为95%;脱硫系统设计总压力为<3500Pa，增效目标为<3800Pa。除尘器为单室三电场除尘器，除尘效率为98%。设计锅炉最大负荷时的烟气参数详见表1。

2、系统组成及工艺流程

本系统主要包括烟气吸收塔、布袋除尘器、循环灰系统、吸收剂输送系统等。

2.1 烟气吸收塔

主要包括吸收塔、高压雾化喷嘴及相关连接烟道。烟气由下部进入吸收塔，工艺水由高压水泵输送至喷嘴雾化后喷入塔内，在吸收塔中与烟气、循环灰、吸收剂等高速混合，起到活化反应的作用，促进反应进行，同时塔内温度降低到70度左右。循环灰及吸收剂中的氢氧化钙颗粒迅速与烟气中的SO2等酸性物质混合反应，生成CaSO4、CaSO3、以及CaCI2

干态物质，并随烟气进入布袋除尘器。烟气脱硫塔的设计总阻力<1500Pa，塔径7mm高约35m。

2.2 布袋除尘器系统

当脱硫反应后的含 尘气体由吸收塔进入布袋除尘器，并通过各滤袋，粉尘被捕集在滤袋的外表面，使烟气净化。净化后的烟气汇集至袋室上部的上箱室，汇集到出风烟道排走。随着除尘器的连续运行，滤袋表面的粉尘逐步变厚，系统阻力增大，达到一定阻力时，通过脉冲阀喷吹布袋内壁，将滤袋外表面的粉饼吹落并落入灰斗。除尘器灰斗外设有电加热伴管和保温，防止除尘器本体内壁出现酸结露。烟气经除尘后，由二次引风机引出经烟囱排入大气。除尘系统供气由独立仪表气贮气罐供给，保证粉尘排出浓度<50mg/m3，阻力<1500Pa。

2.3 循环灰系统

循环灰系统可确保增湿过程的正常进行及提高吸收剂的采用率。除尘器灰斗中的灰分两部分输送：一为循环灰，从空气斜槽输送至吸收塔内，与烟气混合后继续参加反应;二为外排灰，从灰斗底部排入仓泵，开输送至灰库。

2.4 吸收剂存储及输送系统

吸收塔吸收剂为氢氧化钙。气力罐车将氢氧化钙输送至粉仓内，粉仓配有仓顶布袋和呼吸阀等。粉仓底部配喷射泵，将吸收剂输送至吸收内。

2.5 工艺流程

锅炉原设置有三电场除尘器和引风机，脱硫改造后，将烟气从原有引风机至烟囱的混凝土烟道中引出，从侧面引入吸收塔下部;烟气从吸收塔上部通过连接烟道引入布袋除尘器;脱硫除尘后的净烟气经二次引风机引入烟囱。

3、增效优化措施及结果

系统投运后，入口SO2浓度接近2000mg/m3,脱硫效率>90%，SO2排放浓度<200mg/m3，同时脱硫后出口粉尘排放在30mg/m3左右。

为了验证循环流化档次脱硫技术在新标准实施后，仍能应用于锅炉烟气脱硫，我们于2012年对运行参数进行了优化，降低了脱硫塔出口温度，并提高了循环灰的量。通过反复摸索，确定运行参数为：塔出口温度68度，塔降压1800Pa，Ca/S为1.6。在该参数下，系统稳定运行，脱硫效率为95%，在进口SO2浓度低于2000mg/m3的情况下SO2排放浓度达到标准要求。优化运行前后主要参数见表2。

4、技术经济分析

电厂一期2*500MW机组配套FGD系统处理烟气量454000m3/h，入口SO2浓度1900mg/m3,脱硫效率为95%。脱硫装置年运行小时间为8000h,FGD 定员为140人，工资福利30万元/a。FGD系统电费为38.4万元/a，工艺水消耗成本为12万元/a，FGD压缩空气耗量成本为52.8/a;脱硫剂成本为422.4万元/a。2台锅炉烟气中SO2脱除总量为60.32t/a，可减少SO排污费381.2万元/a脱硫灰产量18400t/a，销售收入36.8万元/a。综上，脱硫系统每年运行费用为137.6万元。该脱硫系统的成功增效，验证了循环流化床脱硫技术可以通过优化参数，以适应新的国家标准，并且运行可靠稳定。