循环流化床法脱硫

循环流化床法脱硫（共10篇）

循环流化床法脱硫 篇1

摘要：义煤集团在240 t/h循环流化床锅炉中应用了烟气氨法脱硫技术。对氨法脱硫工艺进行了介绍, 从系统能耗、运行监测结果、经济和社会效益等角度对该技术进行了分析。该技术的应用, 减少了SO2排放量及对应的排污费用, 降低了工业生产对环境的污染, 具有良好的环境效益和社会效益。

关键词：氨法脱硫,锅炉烟气,循环流化床锅炉

义煤集团2×50 MW发电机组采用240 t/h循环流化床锅炉2台, 所用燃料为附近跃进煤矿煤泥矸石混合燃料, 燃料低位发热量低于12.55 MJ/kg。2台炉采用1套氨法烟气脱硫设施, 机组同步安装烟气排放在线监测装置[1]。目前, 该脱硫设施已正常投运, 副产品为硫酸铵化肥, 在变废为宝的同时, 可进行废气在线监测, 使烟尘排放达标, 实现了社会、经济与环境的可持续发展, 具有鲜明的循环经济特色。

1氨法脱硫工艺

1.1工艺概况

在工艺上, 氨法脱硫技术主要分为2个工段:脱硫工段和硫酸铵工段。脱硫设施工艺流程如图1所示。

1.2脱硫工段

含SO2烟气经增压风机增压后进入脱硫工段的脱硫吸收塔 (简称脱硫塔) , 脱硫塔是一个2段结构的圆形塔体, 其上部是喷淋吸收段, 下部是氧化段。

高温烟气从位于脱硫塔下部的烟气入口进入脱硫塔向上流动, 和上部喷淋的循环吸收液逆向接触, 烟气在这一过程中被冷却, 烟气中SO2也在这一过程中被吸收, 脱除了SO2的烟气经过喷淋层上部的除雾层除去大部分携带的水汽, 经脱硫塔出口排入烟囱。

吸收液从脱硫塔底部经吸收液循环泵被送到喷淋吸收段, 新补充的脱硫原料氨水由管道送到脱硫塔, 与循环的吸收液混合后进入吸收液喷淋层。喷淋的吸收液与烟气逆流接触并吸收其中SO2变为亚硫酸铵及亚硫酸氢铵溶液, 烟气被脱除SO2的同时被除尘和脱硝。

循环吸收液包含有亚硫酸铵和亚硫酸氢铵, 在由氧化风机鼓入的氧化空气的氧化作用下实现氧化, 生成硫酸铵溶液。当硫酸铵溶液达到一定浓度时, 可由硫酸铵料浆泵抽至硫酸铵工段。氨法烟气脱硫技术的反应原理为:

1.3硫酸铵工段

硫酸铵工段包括蒸发结晶器、旋流器、离心机、干燥器和包装机。脱硫工段后的硫酸铵溶液经蒸发结晶器加热、蒸发、结晶, 进入旋流器, 分离出硫酸铵结晶。旋流器分离出的硫酸铵结晶再经离心机离心浓缩、干燥器干燥, 得出硫酸铵化肥产品。硫酸铵化肥进入包装机包装。由旋流器和离心机分离过程产生的硫酸铵饱和溶液循环浓缩或回脱硫塔。干燥器产生的干燥废气进入脱硫塔。

2氨法脱硫能耗分析

目前, 商业化的脱硫工艺主要不足之处是高能耗, 脱硫设备的增加必然增加运行成本, 氨法脱硫技术也不例外。所以降低能耗, 对降低运行成本、提高经济效益具有十分重要的意义。

石灰石法烟气脱硫技术能耗高的主要原因是循环泵能耗巨大, 氨法烟气脱硫技术采用碱性较强的氨基吸收剂, 同时采用高效吸收塔设备, 可大大降低吸收过程的液气比, 从而减少吸收液的循环量, 降低循环泵的功耗。与石灰石法烟气脱硫技术相比, 氨法烟气脱硫技术可降低循环泵电耗约50%。同时, 运行中应特别注意合理配制氨水浓度, 浓度过高或过低都不利于烟气脱硫效果。

3脱硫设施运行监测结果分析

3.1监测期间生产工况

验收监测期间, 该工程1#、2#锅炉生产负荷在75.0%～79.2%, 2×50 MW机组生产负荷在77.2%～82.6%, 均满足国家对监测生产工况的要求 (75%以上) [2]。

3.2煤质分析

验收监测期间, 1#锅炉炉前煤样灰分为35.94%、硫分为0.95%;2#锅炉的炉前煤样灰分为35.24%、硫分为0.98%。

3.3烟气脱硫设施监测

脱硫塔出口脱硫浆液pH值在5.7～5.8, Ⅰ、Ⅱ周期SO2去除率分别为96.7%、96.7%, 平均脱硫效率为96.7%, 均达到设计指标要求 (95.0%) 。

3.4废气污染物排放监测

验收监测期间, 脱硫塔出口Ⅰ周期烟尘、SO2、氮氧化物排放浓度分别为43.1, 99, 163 mg/m3;Ⅱ周期烟尘、二氧化硫、氮氧化物排放浓度分别为49.7, 105, 169 mg/m3, 均符合《火电厂大气污染物排放标准》 (GB13223—2003) 第三时段标准限值 (烟尘50 mg/m3、二氧化硫400 mg/m3、氮氧化物450 mg/m3) [3]。

4脱硫设施运行经济效益分析

2台240 t/h循环流化床锅炉合计耗煤量62.5 t/h, 燃煤含硫量按0.97%计算, 年运行7 200 h, 工程设计脱硫效率95%。

(1) 副产品规模。

脱硫设施运行可回收SO2量为1.151 9 t/h, 全年可回收8 294 t/a。理论上年可生产硫铵化肥 (含氮量20.5%) 17 700 t/a。

(2) 原材料、动力消耗。

在液氨高达3 200 元/t的情况下, 产品的销售收入 (1 770万元/a) 可以抵消大部分脱硫成本 (2 033万元/a) , 总的脱硫成本约263万元/a。考虑到产生的环保效益, 每年减少SO2排污费522.5万元。

具体脱硫成本分析见表1、表2。其中, 原料氨按3 200元/t, 电费按0.40元/kWh, 蒸汽按60元/t, 水费按2元/m3、水耗30 m3/h计算, 脱硫系统用电功耗总计约为1 400 kW。

5结语

综上分析可知, 该项氨法烟气脱硫设施运行后, 全年需要运行成本为2 033.2万元, 硫酸铵销售年收入1 770万元, 减少缴纳排污费522.5万元, 故脱硫设施运行年可产生经济效益约260万元。同时, 减少了SO2排放量, 降低了工业生产对环境的污染, 对工业区环境的治理和改善具有借鉴作用, 具有良好的环境效益和社会效益。

参考文献

[1]国家发展和改革委员会.关于加快火电厂烟气脱硫产业化发展的若干意见[EB/OL].http://www.ndrc.gov.cn/xwfb/t20050613_7280.htm.

[2]国家环境保护总局.关于建设项目环境保护设施竣工验收监测管理有关问题的通知[EB/OL].http://www.gov.cn/gong-bao/content/2000/content_60389.htm.

[3]国家环境保护总局.GB13223—2003火电厂大气污染物排放标准[S].北京:国家环境保护总局, 2003.

循环流化床法脱硫 篇2

浅析循环流化床烟气脱硫技术

循环流化床烟气脱硫技术(CFB-FGD)是一种半干法脱硫工艺.该技术具有结构简单、易于操作,运行费用低的特点,而且能够在很低的钙硫比的情况下获得较高的.脱硫效率,是一种适合我国国情的一种脱硫技术.本文详细介绍了循环流化床烟气脱硫技术的特点,分析了其脱硫原理以及影响脱硫效率的因素,并论述了循环流化床烟气脱硫技术存在的问题及国内的研究状况.

作 者：罗锦元 作者单位：福建龙岩烟草工业有限责任公司刊 名：城市建设与商业网点英文刊名：CHENGSHI JIANSHE YU SHANGYE WANGDIAN年，卷(期)：“”(29)分类号：X7关键词：循环流化床 烟气脱硫 脱硫技术 脱硫效率

循环流化床法脱硫 篇3

关键词：循环流化床脱硫工艺；烧结烟气净化；应用

我国经济得到了飞速发展，人民的生活水平得到了日益提高，但是随之而来一个不容忽视的问题是环境污染现象日益严重。环境污染主要包括固体污染、水污染以及大气污染三个方面。其中，因为空气循环流动的特点，大气污染的受灾面更为广泛，而后果也更为严重。我国刚刚由工业社会转向信息社会，前几年的粗放型工业生产，对大气的污染极为严重。

我国针对这种现象，提出工业的集约型发展，并大力地打击了废弃排放严重的重型工厂。虽然我国已经步入了信息化社会，但是我国的国民经济中，仍然有工业的很大一个分量。在大气污染中，SO2污染是比较严重的一种，而钢铁工业进行烧结时，极易产生SO2气体。为了降低SO2气体的排放量，应该在工业中实施脱硫工艺。

1 脱硫工艺的发展简述

钢铁烧结过程中产生的烟气中SO2的含量比较波动、含水量比较大，同时烟气中有许多具有强腐蚀性的气体，例如HF。这种特点对脱硫技术的要求比较高。20世纪70年代，日本出现了第一套烧结烟气脱硫装置，之后世界各国进行了引入与改进。如今，主要使用的脱硫技术有硫酸铵法、旋转喷雾干法以及循环流化床法等。我国的脱硫技术水平比较低，所采用的烧结烟气脱硫装置，有许多问题的出现，例如运转成本高、维护工作多、故障发生频繁等。基于这个背景，本文对循环流化床脱硫工艺做了一些介绍。

2 循环流化床脱硫工艺的运行原理

循环流化床脱硫工艺是在电场脱硫的基础上进行改进而得的。

这套工艺的主要流程为：

第一步，将生石灰制成消石灰，涉及到的化学反应方程式为CaO+H2O=Ca（OH）2。

第二步，利用Ca（OH）2即消石灰，将以SO2以及SO3为主要成分的烟气进行吸收。

第三步，烟气在装置中进行循环吸收。第二步和第三步主要涉及到的化学反应方程式为：

2Ca（OH）2+2SO2=（CaSO3）2·H2O+H2O；

Ca（OH）2+CO2=CaCO3+H2O；

2Ca（OH）2+2SO3=（CaSO4）2·H2O+H2O；

（CaSO3）2·H2O+O2=（CaSO4）2·H2O；

2HF+Ca（OH）2=2H2O+CaF2；

当温度大于120 ℃，一般会有这个反应发生：

2HCl+2Ca（OH）2=CaCl2·Ca（OH）2·2H2O。

3 循环流化床脱硫工艺的系统构成

一个典型的脱硫系统包括了烟道系统（含脱硫引风机、进出口风挡及清洁烟气循环系统）、脱硫塔系统（吸收塔系统）、布袋除尘器系统、工艺水系统、吸收剂系统（消石灰制备系统与消石灰加入系统）、物料循环及外排系统（气力输送系统与脱硫灰库系统）、流化风、压缩空气系统、控制系统，如图1所示。

3.1 烟道系统

这个系统由四部分组成，分别是进口、出口、循环烟气烟道，还有相对应的风挡，还包括增压风机。当工艺系统正常运行时，进口以及出口的烟气风挡都要设置为开启状态，烟气通过进口烟气烟道进入到吸收塔之中，然后在吸收塔之内发生上文中所提到的各种化学反应；之后，烟气经过后端的除尘器后通过烟囱排放。当烧结的风量处于稳定状态时，应该将烟气的循环烟道风挡进行关闭；而所处的状态极不稳定时，则应该将循环烟道风挡适度打开，保持烟气的流量，以防止烟气量不足致使“塌床”等严重后果，对整个工艺系统造成破坏。脱硫增压风机主要是对脱硫除尘系统引起的阻力损失进行补偿。脱硫增压风机一般采用离心风机，其压力和流量主要通过入口调节风挡的开度进行调节，能在脱硫除尘系统正常运行可能发生的最大流量、最大压力、最高温度下正常运行，且无过量的振动和波动。

3.2 吸收塔系统

该系统是SO2与SO3气体的主要反应场所，主要是将气体进行脱硫。吸收塔内部为空塔，下部为文丘里孔，一般文丘里的流速控制在30～50 m/s（以防塌床）。吸收剂、循环脱硫灰在文丘里以上的塔内进行第二步的充分反应，生成副产物CaSO3·1/2H2O，此外还有与SO3、HF和HCl反应生成相应的副产物CaSO4·1/2H2O、CaF2、CaCl2·Ca（OH）2·2H2O等。吸收塔的结构应该要设置简单，并能够很方便地对它进行操作与维修，同时应该控制制作成本。另外，吸收塔的内部必须要保持空阔，对反应后沉积的物料应该做到及时清理，以防止吸收塔空间被占用，影响到吸收效率。

3.3 脱硫后除尘系统

烟气中不仅含有有害气体，而且存在着大量的粉尘，吸收塔出口烟气粉尘浓度高达5 00～1 000 g/Nm3，当烟气经过脱硫之后，有害气体得到了有效的吸收，但是，烟气中的粉尘并没有被吸收掉，如果直接排除，也会对大气造成污染。因此在吸收塔后面，设置了除尘器，将粉尘进行有效吸收。一般来讲，除尘系统应设置为布袋式。布袋除尘具有较大的优势，经布袋除尘后的烟气粉尘浓度可降到≤30 mg/Nm3。

3.4 工艺水系统

一般有工艺水箱、水泵以及喷枪等设备。利用工艺水系统，在吸收塔文丘里孔上方喷入水，将烟气温度保持到烟气露点温度以上约15 ℃，从而使得SO2与Ca（OH）2的反应转化为可以瞬间完成的离子型反应。使烟气中的SO2与消石灰充分反应而脱除。

3.5 吸收剂制备系统

该系统的主要功能是对Ca（OH）2即消石灰的吸收剂的制备，并将制备好的吸收剂传输到吸收塔中。

3.6 物料循环及外排系统

在吸收塔的各种反应后，因为设备烟气吸收率的限制以及反应时间等的影响，吸收剂会有很大一部分残留，如果直接排出，会对物料造成极大的浪费。因此，通过该系统，将未反应完全的物料通过除尘器进行收集，并重新反送到吸收塔之中。这样会对脱硫效率以及物料的利用率进行提高，但循环量受烟气量限制。

3.7 控制系统

主要是对设备的用电、照明以及物料等进行控制，过程中采用的测量仪器主要有料位计以及压力计等。

4 循环流化床脱硫工艺的应用特点

①工艺的整个流程比较简单，设备的占地面积也比较小，系统的布局比较合理，有助于对工艺进行集中的操控、管理以及维护，增加系统运行的效率，增加企业的经济效益。

②脱硫系统可以采用一机一塔，增加脱硫的效率，同时减轻酸性气体对设备的腐蚀，使得企业不需要对设备增加方法措施，从而降低了设备的维护成本，促进了技术成本的有效控制。

③将脱硫系统与除尘系统设置为独立运行的存在，避免两个系统的运行过程的干扰。同时，脱硫系统可以对尘粒进行预处理，减轻了除尘系统的工作量，增加了除尘效率。

④脱硫剂也可以选用生石灰，能够对一些碱金属以及重金属进行吸收。

⑤整个系统最终将烟气吸收，而排除的产物主要为CaSO4以及CaSO3，没有废水产生，不会对环境造成污染。另外，脱硫产物能够经过一系列的化学反应，制作为混凝土的缓凝剂等有用物质，通过与钢渣的综合处理，不仅将污染的情况进行了有效地减少，还有效的增加了脱硫产物的附加值。

⑥系统具有极高的脱硫效率，能够对烧结烟气变化进行有效的应对。吸收塔的烟气量太小，会对反应造成影响，威胁到设备的安全管理。当烟气的风量较大时，可以通过对进口风挡进行调节，来控制烟气的进气量，并进而确定系统能够正常运行。

⑦系统的运行比较稳定，吸收塔的简单结构能够有效地避免“粘壁”等状况的发生，以及能够对系统的损耗率进行有效地降低，有利于吸收塔内的各种化学反应的有效进行。

⑧在工艺水系统中，可以采用“多重增湿法”，增加吸收塔内的水含量，加快化学反应的反应速率。多重增湿技术的运用是对传统增湿技术的改进。

⑨整个系统的运行成本比较低，物料循环系统的存在使得物料能够进行循环利用，有效地提高了物料的利用率，降低了投资成本，同时，物料的循环利用，能够避免增加废物的量，对环境造成负担。

5 结 语

循环流化床脱硫工艺能够对烟气中的SO2与SO3进行有效地吸收，其中脱硫的效率可以高达到95%，同时整个工艺所使用的设备不容易发生故障，能够对整体的工作效益进行提高。本工艺的自动化程度比较高，操作比较简单。而脱硫吸收后的产物也不具备腐蚀性，同时没有另外污染物的产生。再者，循环流化床脱硫工艺的系统中有除尘系统，有效地降低了烟气中的粉尘浓度，不仅符合工厂的工艺需求，而且符合环保理念。

参考文献：

[1] 宫国卓，杨文芬，陈倬为.循环流化床技术在烟气脱硫中的应用[J].煤炭加工与综合利用，2011，（1）.

[2] 汪波.循环流化床脱硫工艺运行中常见问题浅析[J].中国环保产业，2011，（8）.

[3] 卞京凤.循环流化床烧结烟气脱硫灰改性工艺研究[D].石家庄：河北科技大学，2009.

[4] 刘岩.基于DCS的循环流化床炉内喷钙脱硫系统的设计与实现[D].哈尔滨：哈尔滨理工大学，2009.

浅析循环流化床锅炉脱硫 篇4

关键词：循环流化床锅炉,二氧化硫,脱硫机理,脱硫效率,锅炉热效率

循环流化床锅炉因其燃料适应面广、负荷调节性能好、燃烧效率高、可通过向炉内添加石灰石减少SO2排放等优点, 得到了广泛的应用, 特别是其炉内加钙脱硫的特性, 在环境问题日益紧张的今天更是受到了极力的推崇。但是, 从目前实际生产运行的循环流化床锅炉脱硫状况来看, 脱硫效率还比较低, 排放的锅炉烟气中SO2浓度高、排放量大, 远没有达到国家标准规定的要求。究其原因, 这与炉内加钙脱硫的影响因素众多且生产运行中不易控制、添加石灰石对锅炉的运行存在较多负面影响都有较大关系。

以下就二氧化硫在燃烧过程中的析出方式, 循环流化床锅炉脱硫机理, 影响脱硫因素等方面进行分析, 以期对循环流化床锅炉的合理脱硫做共同探讨。

1 煤燃烧过程中SO2的析出

煤中的硫以四种形态存在即黄铁矿硫、硫酸盐、有机硫和元素硫。其中黄铁矿硫、有机硫和元素硫占煤中硫份的90%以上, 是可燃硫。硫酸盐硫是不可燃硫。煤在燃烧过程中, 所有的可燃硫都在受热过程中从煤中释放出来。黄铁矿硫在300℃时即开始失去硫份, 形成黄铁矿和赤铁矿, 黄铁矿硫的大量分解则在650℃以上。有机硫在煤加热至400℃时即开始大量分解, 首先分解为中间产物 (主要是H2S) , 而后在遇氧气和其他氧化性自由基时逐步被氧化为SO。在炉膛的高温条件下存在氧原子或在受热面上有催化剂时, 一部分SO会转化成SO2。此外, 烟气中的水份会和SO2反应生成硫酸 (H2SO4) 气体。硫酸气体在温度降低时会变成硫酸雾, 而硫酸雾凝结在金属表面上会产生强烈的腐蚀作用。排人大气中的SO2由于大气中金属飘尘的触媒作用而被氧化生成SO3, 大气中的SO3遇水就会形成硫酸雾。烟气中的粉尘会吸收硫酸而变成酸性尘。硫酸雾或酸性尘被雨水淋落就变成了酸雨。以上煤燃烧过程可能产生的硫氧化物, 如SO2、SO3, 、硫酸雾、酸性尘和酸雨等。不仅造成大气污染, 而且会引起燃煤设备的腐蚀。

2 循环流化床锅炉脱硫机理

2.1 炉内脱硫

循环流化床锅炉炉内脱硫是在燃烧过程中在炉内加入脱硫剂, 常用的脱硫剂是石灰石。循环流化床锅炉采用掺烧石灰石 (炉内喷钙) 来实现炉内脱硫, 该物质在锅炉内煅烧分解, 发生如下反应:

细小的Ca O颗粒与SO2气体发生下列反应:

CaSO4进入锅炉燃烧后的灰渣之中, 从而达到脱硫的目的。

2.2 炉外脱硫

在锅炉出口后增加一级半干法烟气脱硫, 美国在1999年批准的佛罗里达州Jacksonville的JEA电厂300MW燃用石油焦循环流化床项目采用了这一方法。但这一方法在国内还不成熟。

3 循环流化床锅炉脱硫的影响因素

循环流化床的燃烧及脱硫过程十分复杂, 实际运行中影响脱硫效率的因素很多, 如运行床温、钙硫比、床料粒度、流化速度、SO2在炉膛停留时间、燃料煤含硫量等, 下面就一些主要影响因素进行简要分析。

3.1 行床温的影响

锅炉运行床温对脱硫效率影响较大, 这是由于床温的变化直接影响脱硫反应速度、固体产物的分布和孔隙堵塞特性, 所以床温会影响脱硫反应的进行和脱硫剂的利用率。脱硫的最佳温度并不是一个常数, 它与脱硫剂的品种、粒径、煅烧条件等有关, 一般控制在800~900℃之间。温度太低时, 脱硫反应变慢, 脱硫效率下降;温度太高时, CaSO4将会分解为SO2, 也会降低脱硫效率。

3.2 钙硫比的影响

固硫剂所含钙与煤中含硫的摩尔比称为“钙硫比”。所用煤质一定, 煤中含硫量也是定值, Ca/S越大就表示固硫剂使用的越多, 它是表示固硫剂用量的一个指标。当温度一定时, Ca/S越高, 脱硫率也越高。但是Ca/S越高, 石灰石粉的利用率越低, 残留的Ca O越多而不经济。一般认为Ca/S为1.5或2时较为经济。

3.3 床料粒度的影响

脱硫剂和燃料的粒度以及两者的粒径分布对脱硫效率也有较大影响。采用较小粒径的石灰石易使SO2扩散到脱硫剂核心, 其参与反应面积增加, 有利于脱硫。但石灰石粒度太小或使用太易磨损的石灰石会增大其以飞灰形式的逃逸量, 使脱硫效率下降。

3.4 燃料煤含硫量的影响

在相同钙硫比的情况下, 含硫量越高的煤, 其脱硫率也越高。这是因为高硫煤会使炉膛内产生较高的SO2浓度, 因而提高了脱硫的反应速度。

4 添加石灰石对循环流化床锅炉运行的影响

4.1 对入炉热量的影响

添加石灰石脱硫的热化学反应包括Ca CO3煅烧的吸热反应和硫酸盐化反应的放热反应两部分。一开始石灰石从给煤机添加进入炉膛后, 床温会明显降低, 这是因为石灰石进入炉膛后在高温下首先发生煅烧分解反应, 这个反应是吸热过程, 同时由于石灰石与燃煤混合后进入炉膛, 在螺旋给煤机转速不变时, 加石灰石后入炉煤量肯定减少了, 放热量也减少, 这两方面因素必然导致床温降低, 而且加入的石灰石越多, 即Ca/S越高, 床温下降越大也越快。

4.2 对灰渣物理热损失的影响

由于从锅炉排出的炉渣和从分离器下排出的灰分仍具有相当高的温度, 这部分热量不能被利用, 所引起的热损失称为灰渣物理热损失。

4.3 对排烟热损失的影响

由脱硫公式可以看出, CaCO3反应后产生的CO2为82m3, SO2在与CaO反应的过程当中, 多消耗的氧量为15.26m3, 需要增加的空气量为73m3, 整体增加的烟气量为140m3, 造成排烟热损失增加量为30458kj。

以上说明循环流化床锅炉加钙脱硫会降低锅炉的热效率。

5 解决循环流化床锅炉脱硫问题的对策

5.1 加强炉内脱硫技术的研究

由于循环流化床锅炉炉内加钙脱硫的影响因素较多, 对脱硫效率的影响较大, 因此, 运行人员在运行中应摸索、总结各因素与脱硫率间的关系, 简化控制因素, 不断提高参数控制的可操作性, 从而提高脱硫效率。另外, 要获得稳定的脱硫效率, 必须采用适用、先进的控制手段, 以实现石灰石添加的自动、准确给料。除进一步改进锅炉设计、提高操作的自动化水平外, 还应加快开发研制新型的脱硫剂, 通过提高脱硫剂的使用效率, 降低钙硫比, 减少添加量, 从而减轻因加入脱硫剂而对锅炉运行产生的影响。

5.2 制定配套相关政策并加强管理和监督

国家有关部门应尽快制定针对锅炉脱硫厂家运行的有效激励政策, 使已投运的循环流化床锅炉都能发挥炉内脱硫优势, 降低燃煤排放SO2对环境的影响。

对于循环流化床锅炉脱硫的管理和监督, 应和我国目前实施的SO2总量控制结合起来。对于新建的循环流化床锅炉, 其排放量必须符合当地SO2总量控制指标的要求。

参考文献

[1]岑可法, 倪明江, 骆仲泱, 等.循环流化床锅炉理论设计与运行[M].北京:中国电力出版社, 1998.

[2]冯俊凯, 沈幼庭.锅炉原理及计算[M].北京:科学出版社, 1992.

循环流化床法脱硫 篇5

循环流化床锅炉脱硫工艺参数优化研究

摘要：对阜新金山煤矸石热电厂1台480t/h循环流化床锅炉进行脱硫效率调整试验,取得最佳运行工况参数.根据机组运行数据,分析了当锅炉床温为820℃、850℃、880℃、Ca/S摩尔比分别为1.5、2.0、2.5时循环流化床锅炉脱硫效率.试验结果表明,在可调整的运行参数中,锅炉床温控制在850℃、Ca/S摩尔比控制在2.5时循环流化床锅炉脱硫效率最佳.作 者：李超 杜佳 吕晶 LI Chao DU Jia L(U) Jing 作者单位：东北电力科学研究院有限公司,辽宁,沈阳,110006期 刊：东北电力技术 Journal：NORTHEAST ELECTRIC POWER TECHNOLOGY年，卷(期)：,31(1)分类号：X701.3 TK229.6+6关键词：循环流化床锅炉 脱硫效率 Ca/S摩尔比 锅炉床温

循环流化床锅炉烟气脱硫工艺分析 篇6

关键词：循环流化床锅炉,层次分析法,综合评价,二级脱硫

0 引言

燃烧含硫率为3.92%(电厂A)的发电厂,如果仅仅使用循环流化床炉内固硫,则无论如何改变反应条件,甚至牺牲部分热效率来提高脱硫效率,也不能达到排放标准。本文试图运用层次分析法实现定量和定性分析相结合,避开实际情况中由于未定量带来的判断困难,为选择合适的脱硫工艺提供决策方法。

1 研究对象

电厂A循环流化床锅炉拟燃用松藻矿区的煤矸石和劣质煤,设计煤种的收到基硫(St,ar)为3.92%,收到基恒容低位发热量(Qnet,var)为11.8MJ/kg。电厂A设计两台1162t/h的锅炉,经计算,在炉内固硫效率为85%时,排气筒出口烟气中SO2浓度未达标排放,因此,必须再选择一个脱硫工艺使之技术经济可行。

2 工艺选择模型建立

2.1 工艺选择

本次选择以下五种FGD[1,2]技术作为备选工艺:A:石灰石/石膏湿法;B:旋转喷雾干燥法(SDA法);C:CFB-FGD半干法;D:炉内喷钙尾部增湿(LIFAC法);E:电子束法。其中:A主要参考了重庆华能珞璜电厂一二期的脱硫设备的技术参数;B主要参考了山东黄岛电厂的脱硫设备的技术参数;C主要参考了四川内江发电总厂高坝电厂的脱硫设备的技术参数;D主要参考了南京下关电厂的脱硫设备的技术参数;E主要参考了四川成都热电厂的脱硫设备的技术参数。

2.2 层次分析法原理及步骤

层次分析法[3](AHP)是美国匹茨堡大学T.L.Saaty提出的一种用于解决多目标复杂问题的定性与定量结合的决策分析方法。层次分析法共分为三步:第一步,将问题分解成不同的组成因素,按照各因子之间的相互影响和隶属关系将其分层,形成一个有层次结构的模型。第二步,对模型中每一层次因子的相对重要性给与权重值。第三步,通过计算各层次的组合权重值,得到方案层相对于总目标的排序权重值,以此作为方案选择的依据。

2.3 综合评价指标体系的提出

综合考虑FGD技术自身特点,通过专家讨论、问卷调查等方式提出燃煤电厂烟气脱硫技术综合评价指标体系,其层次结构[4]如图1所示:

2.4 指标权重的确定

本次采取大样本专家数量的主观赋值法进行指标权重的确定,通过两次一致性检验去掉不合理的数据,使得结果接近实际。

3 结果与分析

本次采用Matlab程序的[V,D]=eig(A)格式计算矩阵的特征值和特征向量。

3.1 A-Bi权重值计算与分析通过Matlab计算可以得到A-Bi的判断矩阵的计算结果,如下表1所示。

由表1可知权重值为:技术指标>经济指标>环境指标。其中技术指标占到49.3%,说明在烟气脱硫的工艺选择中,二氧化硫达标排放是非常重要的。

3.2 Bi-Ci权重值计算与分析

对矩阵Bi-Ci进行计算,矩阵Bi-Ci的排序权重值如下表2。

由表2分析可知:

(1)B1的层次单排序中,子指标排序C2>C1,说明C2(脱硫成本)比C1(单位投资)重要。

(2)技术指标B2中,C3和C6的值较大,因此脱硫率和技术成熟度的权重比较大。

(3)在环境指标(B3)中,副产物的回收性(C11)相对重要。

3.3 Ci-Di权重值计算与分析

对矩阵Ci-Di进行计算,矩阵Ci-Di的排序权重值如下表3。

在11个次级指标中,脱硫率(C3)的比重很大,从上表3中可以看出,D1和D3的综合性能较好,D1和D3权重值的直观图如下图2所示。

由上图2可知,11个参选因素中,烟气循环流化床脱硫工艺有C1、C2、C4、C7、C9、C10等六个参数的排序权重值比石灰石/石膏湿法脱硫工艺大。

3.4 C、D层次排序权重值计算与分析通过计算,D层次5个脱硫工艺的权重排序值的直观图如下图3:

上图3中各工艺的层次总排序结果表明:D3(0.274)>D1(0.231)>D5(0.194)>D2(0.157)>D4(0.144),可知5个工艺中,烟气循环流化床工艺的重要性最强,其次是石灰石/石膏湿法脱硫工艺,然后依次是电子束法、旋转喷雾干燥法,最后是炉内喷钙脱硫尾部增湿脱硫工艺。

因此由层次分析法判断得出,烟气循环流化床脱硫工艺的综合性能最好。

4 结语

其一,建议A电厂选择循环流化床锅炉炉内固硫+烟气循环流化床脱硫工艺的组合工艺进行脱硫,不应该盲目选择脱硫效率很高的石灰石/石膏湿法脱硫工艺。

其二,针对含硫率在3.92%以下的高硫煤炭,CFB锅炉炉内固硫+CFB-FGD的两级脱硫工艺能使电厂烟气稳定达标排放,本文提

参考文献

[1]郝吉明.燃煤二氧化硫污染控制技术手册.北京:化学工业出版社,2001.

[2]国家经贸委.火电厂烟气脱硫关键技术与设备国产化规划要点[R].北京:2007.

[3]王树芬,许树柏.层次分析法引论.北京:中国人民大学出版社,1990.

[4]李柞泳.层次分析新标度法[J].系统工程理论与实践,1998,18,(10):74-77.

循环流化床法脱硫 篇7

中电国华神木发电有限公司2×110 MW机组脱硫除尘改造工程项目,采用2炉1塔模式共建1套脱硫除尘岛装置,对1、2号机组炉后原烟气进行脱硫再除尘,引进德国LLAG公司第5代烟气循环流化床干法脱硫技术(CFB-FGD)[1]。本套脱硫除尘装置于2008年1 1月投入运行以来,脱硫系统运行基本稳定,各项性能指标均达到了设计要求。但脱硫系统存在生石灰消耗量较大的问题。为了使脱硫系统保持经济、高效的运行,该公司对脱硫系统的运行方式及有关参数进行了优化、调整[2,3,4]降低了脱硫系统的运行成本,可供同行参考。

1 脱硫系统

由1、2号锅炉产生的高温烟气经炉膛、水平烟道、尾部烟道进入电除尘器除尘后,烟气从引风机后水平主烟道引出,经过烟气烟箱,汇入1条脱硫系统主烟道,从底部进入脱硫吸收塔,烟气在吸收塔内经喷水降温,与加入的消石灰和循环物料发生反应,除去烟气中的SO2、SO3等有害物质。净化后的含尘烟气从吸收塔顶部侧向排入布袋除尘器进行烟气的二次除尘。经除尘后的净烟气经增压风机升压后排入烟囱。布袋除尘器收集的灰通过再循环系统返回吸收塔继续参加反应。如果脱硫灰斗料位过高,可通过气力输送排至脱硫灰库,由汽车或罐车运至贮灰场,少量的事故排灰直接由汽车运走。在燃用设计煤种、锅炉在BMCR工况下,脱硫效率不低于90%,净烟气中二氧化硫浓度≤400 mg/Nm3。脱硫后粉尘浓度≤50mg/Nm3,其系统设计参数见表1[5]。

主要反应:

2 运行调整、优化的主要内容

降低生石灰粉耗量是降低脱硫系统运营成本的主要方面,神木发电公司主要从调整优化消化系统、脱硫灰循环及外排灰系统、吸收塔系统的运行入手,并且严格控制生石灰粉的品质,以达到控制生石灰粉耗量的目的。

2.1 消化器系统

神木发电公司石灰干式消化系统采用卧式双轴搅拌干式消化器,其工作原理为:在加入生石灰粉的同时,经计量水泵加入消化水,通过特制的双轴桨叶搅拌使石灰粉与消化水均匀混合,消化温度保持在100℃以上,使表面游离水得到有效蒸发,通过控制消化器的出口尾堰高度和注水量来调节消化石灰的品质。消化后的消石灰粉含水量可控制在1%内,其平均粒径10μm左右,比表面积可达20 m2/g以上,主要措施如下:

(1)控制好消化器的出口尾堰高度,一、二、三级消化器尾堰尽量保持全关状态,尽量延长生石灰在消化器内的停留时间,提高生石灰的消化率。

(2)控制一、二、三级消化器温度,使之保持在103℃左右,这样可以充分保证生石灰和水发生反应,提高生石灰的消化率。

(3)控制好消化器排气风机出口风门开度,既要保证消化器内的潮气可以及时排走,还要保证排气风机排灰量不能过大。

(4)为获得一个良好的运行效果,需要经常检查留在第二级消化器里的石灰,特别是设备运转的第一个小时内。当水量不足时,消化器二级尾部的物料就有同种物料结团的趋势,但是在其他地方上还是照常流动。在这种情况下,桨叶看去很干净。另一方面,当水量过大时,同样有结块现象,然而石灰不再流动,而是有黏结在桨叶上的现象。在观察二级消化器尾部的石灰时,可很好调整给水量,物料就不会有聚团的现象,流动性好,也不会黏结在桨轮叶片上。

(5)利用消化器停运时间对消化器进行检查,及时清理消化器内部的结灰,清理消化器水喷嘴。

2.2 脱硫灰循环及外排灰系统

脱硫灰循环的目的是建立稳定良好的流化床,延长吸收剂停留时间,提高吸收剂的利用率。从吸收塔出来的含未完全反应的消石灰的脱硫灰,被气流夹带从吸收塔顶部侧向出口排出,经脱硫布袋除尘器进行气固分离。脱硫布袋除尘器共设有4个灰斗,灰斗下的流量控制阀根据床层压降将大部分脱硫灰通过循环空气斜槽循环回吸收塔,少量脱硫灰则通过气力输送系统根据灰斗料位外排至脱硫灰库。脱硫灰中一般含有30%以上的CaO,所以要尽量降低脱硫灰的排放量,因此主要采取的措施如下:

(1)原有电除尘器作为干法脱硫除尘装置的一级除尘器,为了降低电耗,将原有的三电场解列,只保留一、二电场运行。根据机组负荷及时调整电除尘器的运行参数,以达到调整进入脱硫系统的灰量的目的。

(2)根据灰斗中灰的压力调整循环流量阀的开度,综合调配4个灰斗的循环灰量,尽量减少脱硫灰的排放量。

(3)及时进行脱硫灰化验,根据化验结果调整脱硫灰循环及外排灰系统的运行,以达到降低脱硫灰的排放量的目的。

2.3 吸收塔系统

吸收塔是整个脱硫反应的核心。CFB-FGD吸收塔为文丘里空塔结构,整个塔体由普通碳钢制成。为建立良好的流化床,预防堵灰,吸收塔内气流上升处均不设内撑,一般为空塔。神木公司脱硫吸收塔采用加装7个文丘里喷嘴形式的空塔,运行调整控制的指标如下:

(1)控制吸收塔的出口温度。吸收塔的出口温度必须稳定,一般为±1℃,如果吸收塔出口温度高于设定值,脱硫效率将下降。如果降低烟气的温度至烟气的露点(约为50℃),有可能带来不良的影响,特别是烟气温度低于露点温度时,会造成水分蒸发不好,产生结露,在吸收塔、烟道、除尘器的内壁引起严重结灰,从而使引风机出力严重下降,迫使锅炉停机。实践证明,吸收塔的出口温度对脱硫效率的影响较大,综合各项利弊,目前神木发电公司吸收塔的出口温度保持在73±1℃。

(2)调整床层压降。吸收塔的床层压降可以有效反映吸收塔内流化床所含有的固体颗粒量,压降越大,说明床层颗粒越多,脱硫效率也就越高,但是越容易发生吸收塔掉灰现象;压降越小,说明床层颗粒越少,脱硫效率也就越差,但是流化床的运行相对越安全,目前神木发电公司根据机组负荷调整床压。在高负荷时,吸收塔床压保持高一点儿;低负荷时,吸收塔床压低一点儿,床压维持在0～1.1 kPa之间。

(3)调整吸收塔入口负压和流量,减少吸收塔的塌灰量,减少灰损失。

2.4 吸收剂质量控制

脱硫系统对吸收剂品质的要求:CaO纯度不小于85%,活性T60不超过4 min,粒径不大于2 mm。

投运初期,神木发电公司脱硫系统采用山西某石材厂生产的生石灰,这种生石灰中CaO的含量比较高,但活性比较差,在消石灰的制备过程中转化率比较低,仅能达到70%左右。2009年4月后,改用内蒙某公司生产的生石灰,这种生石灰的CaO含量较低,但是活性却比较高,在制备消石灰的过程中转化率可以达到80%以上,对降低生石灰粉消耗量也起到了一定的作用。

3 优化效果

由于目前国内采用于法脱硫技术的电厂较少,该领域的技术资料比较匮乏,所以在循环流化床干法脱硫运行方面可以借鉴的经验较少。神木发电公司在运行中不断摸索、分析和试验,经过近一年的优化运行和调整,使脱硫系统月平均Ca/S明显降低,见表2;脱硫系统生石灰月消耗量明显减少,见表3。

4 结语

经过脱硫系统的优化运行、调整,大大降低了生石灰的消耗量,从而减少了脱硫系统的运行成本。由此可见,经过脱硫系统的运行优化、调整,可以降低生石灰的消耗量。截止2009年10月,生石灰消耗量控制在6 g/(kW·h)左右,生石灰消耗量控制在0.95 t/h左右,Ca/S控制在1.05左右,大大提高了脱硫系统运行的经济性,降低了脱硫系统运营成本,同时在调整过程中获得了运行经验,为今后脱硫系统的经济运行奠定了坚实的基础。

参考文献

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[2]白成春,孙丽丽,王俊杰.循环流化床锅炉燃烧过程控制研究[J].陕西电力,2007,35(5):24-27.

[3]范华挺.上海锅炉厂440 t/h循环流化床锅炉冷渣器改造[J].广东电力,2009,22(12):60-64.

[4]李忠善,朱昌煜,李志刚.多阶防磨装置在480t/h循环流化床锅炉的应用[J].内蒙古电力技术,2010,28(3):20- 22.

循环流化床法脱硫 篇8

在我国煤烟型污染是生态环境破坏的首要因素。我国大气中,约87%的SO2、60%的总悬浮颗粒物、67%的NOX和71%的CO2均来自煤炭的燃烧。燃煤排放的大量SO2和NOX也是我国酸雨形成的主要原因。继欧洲、北美之后,我国己成为世界上第三大酸雨区[1]。因此加大污染源控制是我国十二五规划的重要任务,也是企业发展的使命。近年来随着循环流化床锅炉运行技术的发展,循环流化床锅炉朝着大型化超临界、深度脱硫与脱硝、能源综合利用等方向发展。我国循环流化床锅炉技术已步入世界先进水平,循环流化床锅炉总装机容量也居世界第一位,但是,我国CFB锅炉的脱硫现状并不乐观,脱硫系统的可用率、锅炉脱硫效率等方面还存在不少问题,离国际先进水平有一定差距。本文以神华准能矸石发电公司2×150MW机组,在循环流化床锅炉脱硫方面展开的有益探索,结合国内众多兄弟电厂在脱硫方面的成功经验,对循环流化床锅炉脱硫原理及其影响脱硫的主要因素进行分析、探讨,从而共同促进循环流化床脱硫技术。

1 设备概况

神华准能矸石发电公司一期工程建设2×150MW循环流化床(CFB)机组,汽轮机采用南京汽轮机(集团)有限公司制造的中间再热两缸两汽凝气式汽轮机。锅炉采用东方锅炉(集团)股份公司制造的型号为DG480/13.73-Ⅱ11超高压参数,型式为自然循环汽包炉、单炉膛、一次再热、平衡通风、紧身封闭布置、全钢炉架悬吊方式、固体排渣循环流化床锅炉、炉蒸发量为480t/h。

石灰石系统由内蒙古电力勘探设计院设计。采用了炉内添加石灰石粉(粒径<1mm)直接脱硫的工艺。石灰石粉输送系统采用正压气力输送系统,每台炉设1个容积170m3的钢结构石灰石粉仓库,可储存每台锅炉BMCR工况下设计煤种24小时的石灰石耗量。粉仓内的石灰石粉经设在其下的仓泵,由压缩空气通过管道经分配器直接输送至锅炉炉膛内进行脱硫。厂内设有石灰石破碎厂,石灰石破碎成粉装入灰罐车后,通过石灰石入库管道输送入石灰石库。为避免石灰石粉在石灰石库板结,石灰石库设置一石灰石库气化风机,产生的气体,通过布袋除尘器净化后,排向大气。石灰石粉通过下料管道、下料闸板、给料阀进入石灰石输送管道,由压缩空气通过管道经分配器直接输送至锅炉炉膛内进行脱硫。通过(CEMS)在线烟气检测装置检测SO2含量,通过调节给料阀转速,来控制石灰石给料量,使SO2含量在设计值范围之内。

我厂于2007年3月份通过内蒙古环保检测竣工验收,2008年2 月份通过内蒙古SO2排放达标认证,成为内蒙古首批享受脱硫优惠电价的电厂之一。

2 设计燃料、石灰石、灰渣特性及其他有关设计参数

2.1 锅炉设计燃用烟煤,煤种煤质资料如下:

(1)元素分析收到基(碳、氢、氧、氮、硫)的含量分别为:33.94%、2.41%、10.72%、0.57%、0.31%。(2)工业分析收到基灰分44.65%、收到基水分7.38%、空干基水分4.56%、干燥无灰基挥发分46.48%。(3)收到基低位发热量12502Kj/kg。(4)灰成分(二氧化硅、三氧化二铝、三氧化二铁、氧化钙、氧化镁、氧化钾、氧化钠、三氧化硫、二氧化钛、五氧化二磷)的含量分别为:31.62%、51.5%、2.92%、8.92%、0.62%、0.68%、0.15%、1.53%、1.45%、0.1%。使用石灰石特性,氧化钙+氧化镁≥90%,最大粒径dmax≤0.50mm。

2.2 主要参数资料

(两台炉)(1)FGD入口烟气量(修正压力、温度):1894400m3/h。(2)FGD入口烟气量(标态干烟气):1040670Nm3/h。(3)FGD入口SO2浓度:1084.07mg/Nm3。(4)FGD脱硫效率:95%。(5)FGD入口烟气温度:130℃。(6)烟囱入口烟气温度:50℃。(7)烟囱出口SO2浓度:54.20mg/Nm3。(8)钙硫比:1.05。(9)脱硫效率:90%。(10)SO2年脱除量:5982 t。

3 循环流化床锅炉脱硫原理

硫在煤中的存在形式:黄铁矿硫、有机硫和硫酸盐。黄铁矿(Fe S2)在燃烧条件下与氧反应生成SO2。有机硫在大于200℃时可以部分分解,释放出H2S、硫醚、硫醇等物质,这些物质在大于300℃时即可燃烧生成SO2;未分解部分和氧气经燃烧反应直接生成SO2。循环流化床锅炉采用炉内添加石灰石,来消除燃烧产生的SO2。炉内反应为加入炉膛的石灰石分解形成氧化钙(Ca O),然后与SO2反应生成硫酸钙,如下所示:

(1)式为煅烧过程,把石灰石煅烧成生石灰是吸热反应。(2)式是硫酸盐化过程,把煤燃烧后产生的SO2通过与Ca O、O2反应生成Ca SO4通过此法达到脱硫目的,这个反应为放热反应。该反应的最佳温度约为850℃~900℃,在较大负荷变动范围内炉膛将控制到800℃~950℃。同时分级燃烧及相对较低的炉膛温度可以最大程度的降低NOX的排放。另外循环流化床的锅炉工艺流程的特点如下:(1)炉膛内部的强烈混合、床温分布比较均匀。(2)燃料在炉膛内较长的停留时间。(3)将炉膛温度保持在脱去SO2的最佳温度。

4 影响脱硫效率的因素

4.1 锅炉床温影响

硫酸盐化反应的速度随温度的变化而变化,对流化床床温在850℃~900℃范围内脱硫效果最佳。当温度低于800℃时,脱硫剂孔隙数少,孔径小,反应速度低,脱硫效果差。使SO2未能与Ca O反应就被带出炉膛,如果要达到脱硫效果,就只有增大石灰石的投加量,这样不但使成本增加,同时也加大了底灰系统的负荷。当床温高于900℃时,Ca O内部的孔隙结构会发生部分烧结而减缓Ca O与SO2反应的速率,导致脱硫效率降低;温度过高时,虽然脱硫反应速率提高,但由于脱硫剂表面孔隙过早堵塞,使扩散阻力升高;另外,在高温情况下,已生成的Ca SO4会重新分解而释放出SO2。降低脱硫效率。

4.2 钙硫比的影响

经研究发现脱硫反应的钙硫摩尔比为1时,由于床内氧化钙和二氧化硫接触时间较短,二氧化硫的分压力低,而氧化钙颗粒表面反应生成的硫酸钙致密层又阻止二氧化硫与氧化钙的进一步接触,所以氧化钙在脱硫反应中有部分被利用。脱硫效率随钙硫比增加而增加,但增加缓慢。对循环流化床锅炉达到90%的脱硫效率所需钙硫比为1.5-2.0,鼓泡床需2.5-3甚至更才能达到这样的脱硫效果。

4.3 石灰石粒径的影响

石灰石粒径对脱硫效率有影响。应尽量选择活性较好的石灰石。影响最佳脱硫效率与对应的石灰石粒径分布的因素是多方面的。锅炉制造厂、锅炉设计单位给出的分布不同,法国通用电气阿尔斯通公司认为d50=120-150微米[2];美国ABB-CE公司认为粒径应小于1mm,平均粒径为500微米;针对我国宽筛分特性,浙江大学热能工程系提出石灰石颗粒径在0~2mm,平均颗粒径在0.1~0.5mm时,脱硫效果较好[3]。细颗粒在炉膛内停留时间很短,又很难被旋风分离器捕捉,得不到充分利用,影响了脱硫效率。

石灰石粒子过于粗大或细小都将对循环流程产生不利影响。

4.3.1 过粗的石灰石粒子将导致:

(1)石灰石耗量的增加。(2)锅炉床温高于正常值。(3)锅炉的效率降低。(4)降低炉膛传热,从而增大减温水量,并提高排烟温度。(5)为了床温恢复到正常值,不得不增大布风板的风量。(6)底灰超过设计值等。(7)加剧设备磨损。

4.3.2

如石灰石粒子过细,其在主回路中停留的时间达不到要求,导致石灰石耗量的增加;另一个负面影响是使飞灰系统超负荷,由于存在未反应的石灰石粒子,当石灰石与湿卸料系统中的水混合之后,过量的石灰石将产生大量的热,将使除灰工作遇到困难。

4.4 循环倍率的影响

脱硫剂在脱硫反应中只有部分被利用,对于循环流化床锅炉随着循环倍率的增加,石灰石在炉床内的停留时间加长,增加了反应时间,提高了石灰石的利用效率,从而提高脱硫效率。

4.5 其他因素的影响

脱硫剂在脱硫反应中,不同种类的石灰石分解后产生呃氧化钙孔隙直径分布是不一样的,小孔能在单位吸收重量下提供较大的孔隙面积,但其入口处容易被硫酸盐堵塞,影响石灰石的利用率;大孔可提供向吸收剂内部的便利通道,却相比小孔隙直径的氧化钙反应表面有所减少。另外,煤质对脱硫效果也有影响,不同的煤质中碱金属氧化钙含量不同,固硫能力也有所不同。

5 石灰石脱硫工艺介绍及系统改造

该系统在锅炉正常运行过程中,ROTOFEED系统用来将石灰石灰斗中的物料通过管线输送至锅炉附近,然后再分为4路进入锅炉内部。该系统主要包括1个石灰石库、2台压力仓泵、给料器组件、压缩空气主进气组件、石灰石输送管道等组成。我厂所用石灰石为成品石灰石粉,石灰石灰罐车运达我厂后,通过石灰石入库管道输送入石灰石库。为避免石灰石粉在石灰石库板结,石灰石库设置一石灰石库气化风机,产生的气体,通过布袋除尘器净化后,排向大气。石灰石粉通过下料管道、下料闸板、给料阀进入石灰石输送管道,由压缩空气通过管道经分配器直接输送至锅炉炉膛内进行脱硫。通过烟气在线装置检测SO2含量,来调节给料阀转速,从而控制石灰石给料量,使SO2含量在设计值范围之内。该工艺主要应用于神华准能矸石发电公司(脱硫工艺流程如下)。

烟囱←布袋除尘←锅炉炉膛←石灰石输送系统←汽车运输

我厂石灰石给料系统流程如下:

由于石灰石气力输送系统的不稳定性,我厂为保障石灰石输送系统正常稳定以及保障石灰石正常添加量,于2010年11月增加一套石灰石给料添加系统,从而更好的保障了脱硫效率和石灰石系统的投运率,解决了机组瞬时升负荷时二氧化硫超标的难题。

脱硫系统的可能形式采用气力输送系统布置灵活、可靠性高、便于控制、易于实现多点给料,但由于国内的循环流化床多是采用燃用劣质燃料,呈现宽筛分特性。石灰石粒径较大,这样气力输送不仅投资大而且能耗也高,尤其是炉前石灰石气力输送国产设备可靠性差,进口设备价格昂贵。因此在进行脱硫系统改造或技术革新时,应考虑到脱硫系统的性价比。脱硫系统的种类有多种,在选择石灰石系统的种类时,要本着经济适用的原则进行,要根据自身情况和煤及石灰石的情况来决定石灰石系统的安排及具体的设备。我厂循环流化床锅炉,使用的是气力输送系统,自2007年以来,出现过缓冲仓裂纹泄漏、石灰石入炉粉管堵塞等问题。但通过,在缓冲仓法兰处增加橡皮缓冲膨胀节,较好的解决了因震打时造成法兰连接处泄漏;通过对空压机的干燥系统的改造和空压机改造,有效地解决了压缩空气带水问题,从而解决了石灰石入炉粉管因带水堵塞的问题。

6 结论

我厂石灰石系统投运以来。在额定负荷下,燃烧实际煤种(保持Ca/S=2.2)时,通过计算得出应投入石灰石量为2.1t/h,实际控制旋转给料阀的输出为40%,转速约为5r/min。运行数月平均每小时耗石灰石3.68吨左右,依锅炉负荷(给煤量)而定。每天耗石灰石88.32吨。SO2排放量有原来的1084mg/m3降到208mg/Nm3。脱硫效率达到82%以上。

经过调整改造试运,石灰石系统各设备运行基本稳定,控制灵活可靠。各主要运行参数及指标都基本达到了设计要求,能够满足环保要求。通过改造调试,发现并解决了系统及设备在设计、制造和安装中存在的问题和隐患,规定了运行数据并输入了程控装置,基本掌握了系统的运行方法,保证了石灰石系统的正常安全投运,锅炉的脱硫效果良好,减轻了锅炉对市区环境的污染。

摘要：循环流化床锅炉是一种国际公认的洁净煤燃烧技术,以其燃料适应性广、脱硫效果好、NOX排放量低、负荷调节性能好等优点在我国燃煤电厂得到广泛应用。本文通过对循环流化床锅炉石灰石脱硫工艺进行探讨,论述循环流化床锅炉脱硫原理及影响脱硫的主要因素,找出循环流化床锅炉脱硫改造中应注意的一些问题,从而对循环流化床锅炉脱硫设施的设计、运行起到一定的借鉴意义。

关键词：循环流化床锅炉,脱硫,石灰石,输送

参考文献

[1]中国环境科学与技术发展年报2003.中国环境科学出版社,2005,(1).

[2]肖平,蒋敏华.循环流化床锅炉的发展前景[J].热力发电,2004,(01).

循环流化床法脱硫 篇9

烟气脱硫技术包括干法脱硫、湿法脱硫、半干法脱硫, 其中干法脱硫虽然脱硫副产物无二次污染问题, 但是其不仅效果差, 而且脱硫剂利用率低;湿法脱硫具有脱硫率高的优势, 但是其工艺复杂, 存在二次污染的问题;半干法脱硫具备干湿脱硫法的优点, 脱硫效率高及无二次污染的问题, 成本也相对较低, 但是其脱硫剂利用率低、控制复杂。循环流化床是半干法脱硫的升级, 其利用物料再循环原理使得脱硫剂与烟气中的二氧化硫长时间接触, 充分提高脱硫剂的利用率。

2 循环流化床烟气脱硫技术的实际应用

某火力发电厂装机容量2×125MW, 配2台420t/h燃煤锅炉, 采用循环流化床干法脱硫工艺, 一炉一塔脱硫, 烟气尾部设置布袋除尘器。其循环流化床烟气脱硫技术工艺流程如下:

2.1 工艺流程

本工程中, 循环流化床的吸收剂选择干态消石灰, 在Turbosorp反应器中, 二氧化硫与粉状消石灰氢氧化钙发生反应, 吸收烟气中的二氧化硫, 吸收剂可多次循环利用, 其与烟气的接触时间大大延长, 从而达到提高烟气脱硫效率的目标。在实际运行中, 锅炉燃烧产生的烟气通过空气预热器出口进入静电除尘器由其进行预除尘处理, 然后烟气再由锅炉引风机后主烟道引出由底部进入Turbo反应器, 并从上部离开。由于反应器下部管道内气流加速, 产品所流返回与烟气、氢氧化钙一起在通过反应器下部管道时会受气流的影响呈悬浮状态形成流化床, 烟气与颗粒之间不断接触、碰撞、摩擦, 气-固之间的传热、传质反应得以强化, 此时再向反应器内喷水冷却烟气温度, 最终达到最佳的反应温度, 提高脱硫效率。剩余的烟尘及烟气离开反应器后进入布袋除尘器, 由除尘器进行净化处理, 再由增压风机、出口挡板门排出烟囱, 即完成烟气脱硫。

2.2 合理控制影响脱硫效率的几个因素

分析循环流化床烟气脱硫的工艺流程可知, 反应温度及流化床床压是直接影响脱硫效率的决定性因素, 因此要合理控制这两项参数:

2.2.1 反应温度

通常情况下, 反应塔出口烟气温度达到79.36℃时, 脱硫效率达到94.82%的峰值, 当停止向反应塔喷水后, 反应塔出口烟气温度上升, 此时脱硫效率直线下降, 向反应塔喷水持续几分钟后, 反应塔出口烟气温度下降, 脱硫效率又逐渐回升。由此可见, 反应塔的温度变化会直接影响脱硫效率, 烟气温度越低, 脱硫效率越高。因此在实际运行中可通过向反应塔内喷水的方法调节脱硫反应温度。不过虽然烟气温度提高了脱硫效率, 但是也带来一个问题, 即塔内固体颗料物会出现粘壁现象, 严重时可能会出现结块, 导致流化床的稳定性被破坏而发生积灰堵塞, 因此反应温度的控制要合理。

2.2.2 流化床床压

循环流化床设备的稳定性是由反应塔内流场的稳定性来决定的, 而设备的稳定性又直接影响到脱硫效率。如果流化床床料压降过小, 烟气无法与吸收剂充分接触, 达不到理想的脱硫效果;反应床料压降过大则易发生“塌床”现象, 因此循环流化床烟气脱硫运行中要建立稳定的流化床床压。运行过程中无法保证气化斜槽回料量的稳定性, 反应塔内流化床床压会随之波动, 如果维持在500~800Pa之间可保证系统的稳定性, 脱硫效率也可趋于稳定。

2.2.3 其它注意事项

循环流化床脱硫是通过循环流化床实现吸收剂的多次循环利用, 吸收剂与烟气接触时间延长可提高吸收剂的应用率及脱硫效率。不过循环流化床脱硫技术工艺控制比较复杂, 应用过程中要注意以下几点:

首先, 启动脱硫变频调速, 混有硫的烟气进入吸收塔后, 此时空气温度较低要对其进行加热处理, 才能更接近真实含硫气体。含硫气体进入吸收塔后, 吸收剂螺旋给料装置给料, 通过喷头喷雾使得烟气与吸收剂更充分的接触、混合。其次, 吸附含硫气体的粉尘进入脉冲布袋除尘器, 控制脉冲清灰阀可使粉尘落在料仓, 螺旋给料机回流实现吸收剂的循环利用。烟气脱硫系统应布置在锅炉除尘器之后, 增设用于捕集脱硫副产品的装置, 保证原吸收剂的综合利用。最后, 注意吸收塔各段及风机前后需设置压力变送器, 以在线检测吸收塔各段的压力变化及脉冲除尘器的阻力。在脉冲除尘器与吸收塔中间设置SO2在线检测仪, 以分析脱硫效果。此外, 吸收塔各段及风机前后要设置热电阻, 可对吸收塔各段温度变化及脉冲除尘器进出口的温度进行检测。

3 循环流化床烟气脱硫技术的应用前景

虽然相比其它烟气脱硫工艺, 循环流化床烟气脱硫具有比较突出的优势, 但是其压力降、脱硫剂等仍然存在诸多问题。在循环流化床运行过程中, 循环流化床自身的结构、气体的流动速度、床内固体颗料物的质量浓度等是决定循环流化床压力降的主要因素。出于工艺的需要循环流化床的压力降往往设置在1 500~2 500Pa之间, 需要增加新的脱硫风机才能克服如此大的压降, 不仅增加了运行成本, 而且反应塔内大量物料的湍动会直接影响到压力降的稳定性。除了压力降的问题外, 脱硫剂也存在石灰品位低、质量稳定性差、供应量不足、价格过高等问题, 并且99%的脱硫剂都参与了循环, 增加了脱硫塔内的浓度, 导致除尘器负荷加重。

针对上述问题, 建议后续要对循环流化床脱硫塔内气体-固体的运动规律进行深入研究, 分析塔内气体的流体模型, 进一步优化循环流化床的设计, 降低塔体阻力, 并有效解决湿壁结垢的问题。还要加强高效脱硫剂的研发与制备研究, 降低吸收剂的成本, 可以将粉煤灰、电石渣、硼泥、废石灰膏等工业废弃物作为研究方向, 研究钙基脱硫剂, 通过以废治废降低脱硫成本, 提高资源利用率。此外, 还要树立系统思维观念, 系统考虑脱硫工艺的前段和后续, 尤其要认真考虑脱硫副产品的处理和综合利用问题。在欧洲脱硫技术发达地区脱硫副产品已被广泛应用于建材、粘合剂、植物肥料等各个领域, 我国可以借鉴、引进, 结合我国的实际情况发展脱硫副产品的综合利用技术。

4 结束语

由于我国对二氧化硫的污染治理起步比较晚, 有些脱硫技术尚不成熟。循环流化床烟气脱硫技术是一种比较先进的脱硫技术, 相比干法脱硫、湿法脱硫其具有投资少、脱硫效率高、工艺流程简单、占地面积小、技术成熟的特点, 比较适合我国国情。实际运行过程中要注意反应温度及流化床床压等参数的控制, 以更好的提高设备运行的稳定性及脱硫效率, 同时加强高效脱硫剂的研发与制备研究, 降低吸收剂的成本, 提高综合效益。

参考文献

[1]金文.大气污染控制与设备运行[M].北京:化学工业出版社, 2007.

[2]李若萍.循环流化床干法烟气脱硫技术的应用[J].江西电力, 2016 (1) :32-34.

[3]赵旭东, 马春元.循环流化床烟气悬浮脱硫技术中试及机理分析[J].环境科学, 2016, 23 (2) :109-112.

[4]葛介龙, 张佩芳, 周钓忠, 等.几种半干法脱硫工艺机理探讨[J].电力环境保护, 2015, 21 (1) :13-16.

[5]孙卫民.烟气循环流化床脱硫工艺的技术经济分析[J].电力环境保护, 2016, 19 (4) :43-46.

[6]林春源.大型火电厂烟气循环流化床脱硫系统的设计与应用[J].能源与环境, 2015 (2) :43-48.

循环流化床法脱硫 篇10

环境保护在当下既是建设和谐社会的一项理念和政策, 又是建设可持续发展的一项制度和技术, 已广受世人关注[1]。近年来我国SO2排放量逐年上升, 已成为制约经济和社会发展的重要因素。而烟气脱硫是控制SO2排放最有效的手段[2]。循环流化床烟气脱硫采用脱硫、除尘一体化工艺, 具有系统简单、造价低、维护费用低、脱硫效率高等优点, 是我国应用最多的半干法脱硫技术。攀钢钒有限公司烧结机脱硫系统也是采用此技术进行脱硫, 工艺流程如图1。

烟气通过脱硫塔底部的文丘里管的加速, 进入循环流化床, 物料在循环流化床里, 气固两相由于气流的作用, 产生激烈的湍动与混合, 充分接触, 不断反应后的脱硫产物和未反应的脱硫剂, 经旋风分离器回收装置回收, 返回脱硫塔内继续循环利用。脱硫后的烟气经布袋除尘器净化后排出大气。

整个脱硫过程中, 脱硫剂的选择是影响整个脱硫效率的因素之一[3]。攀钢钒公司脱硫系统采用活性灰 (成份如表1) 作为脱硫剂, 活性灰通过石灰消化器和除砂机, 保证和控制消化过程净浆质量。通过近年来的运行实践和脱硫设备系统不断的改进和操作工艺的优化, 攀钢钒公司脱硫系统的运行效率提高到了96%以上, 脱硫率能够达到90%以上, SO2减排量和脱硫率等运行指标迈进了国内先进水平。但是脱硫系统使用的活性灰需从外部购买, 费用较高, 表2是2013年6月份攀钢钒公司烧结机脱硫系统运行数据。

表2中, 平均每天脱硫剂用量约为56.03吨, 全年购买活性灰的费用在700万左右。因此, 活性灰的再生是提高脱硫剂的利用率与降低运行成本的有效方法。

备注:期间脱硫系统检修停机约19.5h

通过对脱硫灰的化验分析, 脱硫灰内含有59%Ca O当量的Ca (OH) 2。因此, 为降低脱硫运行成本, 根据脱硫工艺原理和脱硫灰成分分析情况, 我单位建设性地提出将脱硫灰再次利用的设想, 并开展实验。

1 脱硫灰与生石灰混合制浆实验

1.1 设备

要进行该项实验, 必须要将脱硫灰输进活性灰料仓, 设备人员将除尘仓泵输灰系统的1#管 (本系统共有16个仓泵, 1#-8#仓泵输灰时走1#输灰管, 9#-16#仓泵输灰走2#输灰管) 改入生活性灰仓, 并增加了两个切换阀, 以便将脱硫灰进行切换;为提高喷入浆液的温度, 在18米平台就地浆液罐中引入蒸汽管道。

1.2 操作

1) 根据此次实验的目的, 每次罐车打完活性灰后将1#输灰管的脱硫灰切换到活性灰料仓输灰2小时, 输完2小时后及时切换回脱硫灰仓;

2) 将2#输灰管的脱硫灰根据仓泵下料情况和现场具体情况, 连续地自动 (或手动) 输到脱硫灰仓, 需要关注的是脱硫灰仓料位和仓顶安全状况;

3) 实验期间, 每天白班和夜班各要一车活性灰, 其余料量由脱硫灰混入替代;

4) 实验期间, 浆液浓度尽量控制偏浓一些 (从除砂机下浆孔观察) , 浆液温度最低不低于50度, 脱硫塔塔温按不低于露点温度控制;

5) 实验为期15天。

备注:期间脱硫系统检修停机约20h。

2 实验结果分析

实验结果如下表4。

由表2、3、4对比情况来看:实验期间减少活灰量155.47吨, 脱硫灰再利用量为1123-902=221吨, SO2减排量降低了25.99吨, 脱硫效率降低1.24个百分点。

实验期的15天内减少活性灰用量155.47t (活性灰单价505元/吨) , 降低新1#脱硫物料成本155.47×505≈78512元;

即每天降低物料成本:78512÷15≈5234元;

则全年降低物料成本:5234×300×0.8≈125万元 (每年按300天运行时间计算, 其它影响系数按0.8计算) 。

3 结论

本文根据循环流化床半干法脱硫工艺原理和脱硫灰成分分析情况, 将活性灰与脱硫灰混合制浆, 并通过数据对比, 结果表明, 活性灰与脱硫灰混合制浆不但对脱硫系统运行没产生影响, 而且可以年节约运行成本约125万元, 此方法可以推广使用。

参考文献

[1]尚华.循环流化床在脱硫技术中的应用.新疆化工, 2010 (2) :25-38.

[2]Fabio Montagnaro, Piero Salatino, et al.Assesment of ettingitrfrom hydrated FBC residues as a sorbent for fluidized bed desulphrization.Fuel, 2003, 82 (16) :2299-2307.