循環流化床煙氣脫硫系統運行的技術分析

陳秋，張志強，郁金星

(河北省電力研究院，石家莊市，050021)

0 引言

某電廠一期工程1、2號機組為660 MW 燃煤發電機組，汽輪機島和電氣、儀控島由德國西門子公司設計供貨;鍋爐島由美國福斯特惠勒公司設計供貨;輔助生產系統由中方設計供貨。配套鍋爐為2026.8 t/h亞臨界、一次中間再熱、單爐膛、平衡通風、W火焰燃燒、固態排渣汽包爐［1］，配備雙室四電場靜電除塵器。原機組未安裝脫硫裝置，完成技改后增加循環流化床煙氣脫硫(circulating fluid bed-flue gas desulfurization，CFB-FGD)系統。CFB-FGD系統投運以來運行基本穩定，主要性能指標基本達到了設計要求，但系統在實際運行過程中也存在一些問題，如脫硫入口流場不均勻、運行煙氣量高、引風機磨損、電耗量大等。本文針對CFB-FGD系統運行中存在問題，進行了試驗研究。

1 CFB-FGD系統

CFB-FGD工藝是一種脫硫、除塵一體化的工藝，原有除塵器部分改造后作為一級電除塵器使用，使粉煤灰得到綜合利用。脫硫改造配套的布袋除塵器經脫硫煙氣調質后，排放滿足低于50 mg/Nm3的要求。改造后CFB-FGD系統由預電除塵器、吸收劑制備、吸收塔、物料再循環、工藝水系統、脫硫后除塵器以及儀表控制系統等組成，其工藝流程見圖1［1-10］。

圖1 CFB-FGD工藝流程Fig.1 Process flow diagram of CFB-FGD

鍋爐煙氣從空氣預熱器出來后，通過預除塵器，再從底部進入脫硫塔，高溫煙氣與加入的吸收劑、循環脫硫灰充分預混合，進行初步的脫硫反應，在這一區域主要完成吸收劑與HCl、HF的反應。

煙氣通過脫硫塔底部的文丘里管的加速，進入循環流化床體，物料在循環流化床里，氣固兩相由于氣流的作用，產生激烈的湍動與混合，充分接觸，在上升的過程中，不斷形成絮狀物向下返回，而絮狀物在激烈湍動中又不斷解體重新被氣流提升，形成類似循環流化床鍋爐特有的內循環顆粒流，使得氣固間的滑落速度高達單顆粒滑落速度的數10倍;脫硫塔頂部結構進一步強化了絮狀物的返回，進一步提高了塔內顆粒的床層密度;使得床內的鈣硫比高達50以上。這樣循環流化床內氣固兩相流機制，極大地強化了氣固間的傳質與傳熱，為實現高脫硫率提供了根本的保證。

在文丘里的出口擴管段設置1套噴水裝置，噴入霧化水以降低脫硫反應器內的煙溫，使煙溫降至高于煙氣露點15℃左右，從而使得SO2與Ca(OH)2的反應轉化為可以瞬間完成的離子型反應。吸收劑、循環脫硫灰在文丘里段以上的塔內進行第2步的充分反應，生成副產物 CaSO3·1/2 H2O，此外還有與SO3、HF和 HCl反應生成相應的副產物 CaS04·1/2 H2O、CaF2、CaCl2等。

煙氣在上升過程中，顆粒一部分隨煙氣被帶出脫硫塔，一部分因自重重新回流到循環流化床內，進一步增加了流化床的床層顆粒濃度和延長吸收劑的反應時間。

凈化后的含塵煙氣從脫硫塔頂部側向排出，然后轉向進入脫硫除塵器，再通過引風機引入煙囪。經除塵器捕集下來的固體顆粒，通過除塵器下的再循環系統，返回脫硫塔繼續參加反應，如此循環，多余的少量脫硫灰渣通過物料輸送至脫硫灰倉內，再通過罐車或二級輸送設備外排。

CFB-FGD 系統的技術特點［11-13］有:

(1)系統簡單，綜合造價低。CFB-FGD工藝綜合造價相當于濕法脫硫工藝的50%。

(2)維護工作量小和費用低。CFB-FGD工藝基本不存在大的維護工作量，整個系統需要維護的只有一些風機、水泵，整個維護費用占總投資的1%。

(3)電耗低。CFB-FGD工藝的電耗占發電量的0.5% ～0.7%，若采用布袋除塵器則更低。

(4)水耗量低。CFB-FGD工藝只有生石灰消化系統和吸收塔降溫系統需用水，整個水耗量是濕法水耗量的70%左右。

(5)不需要考慮防腐。CFB-FGD工藝脫除了幾乎全部的HCl、HF和SO3，煙氣溫度高于露點25℃以上，因此不存在腐蝕問題，整個脫硫系統設備主要由碳鋼構成。

(6)工藝簡單可靠，不受燃煤含硫量限制。當燃煤含硫量為1.1% ～1.2%、鈣硫比不大于1.2時，脫硫率可達90%以上，排煙溫度在70℃以上。如果燃煤含硫量發生變化時，只需改變鈣硫比和吸收劑投入量就可以適應燃煤含硫量的變化。

(7)對鍋爐負荷適應力強，通過調節吸收劑加入量、水量、吸收塔壓降，能快速響應鍋爐負荷的變化情況。

(8)脫硫效率高，最高達90%以上，不用設置煙氣換熱器，避免了因煙氣換熱器漏風造成的脫硫效率下降。

(9)吸收劑必須采用生石灰粉及消石灰粉，且有一定的品質要求，吸收劑來源較少。

(10)副產物綜合利用價值不如脫硫石膏。

2 運行問題分析

2.1 改造后運行情況

CFB-FGD系統均采用1爐2塔的方式進行脫硫。脫硫除塵島設計性能以煤質含硫量1.5%為設計煤種，脫硫率不小于91%，以煤質含硫量1.8%為校核煤種，脫硫率不小于91%，同時滿足凈煙氣SO2濃度不大于400 mg/Nm3。電廠燃用煤質參數與煙氣參數如表1～2所示。

表1 煤質分析Tab.1 Coal analysis

表2 煙氣參數Tab.2 Flue gas parameters

CFB-FGD系統投運以來運行基本穩定，正常運行條件下，脫硫效率均保持在90%以上，SO2排放濃度在400 mg/m3以下，煙塵排放濃度在50 mg/m3以下，系統的可用率也較高，主要性能指標如表3所示。但2套脫硫系統在實際運行過程中也存在一些問題，如脫硫入口流場不均勻、運行煙氣量高、引風機磨損、電耗量大等，需要在原來運行工況下有必要結合實際運行狀況，進一步對系統的運行方式及有關參數做一些優化調整，以提高設備及系統運行的安全性和經濟性。

2.2 脫硫入口流場均勻性問題

循環流化床脫硫塔中，底部流化床氣、固混合程度是循環流化床內部反應的決定性因素之一，而脫硫塔文丘里的氣流分布將直接影響流化床的穩定性，當文丘里過管氣流流速過低時，無法托住流化床中的顆粒，出現掉灰塌床現象。為了防止過管氣流流速過低，一方面要保證足夠的文丘里過管風量，另一方面要保證文丘里的過管氣流均布，防止局部過低而產生掉灰塌床［5］。該脫硫系統原設計采用流線型的底部進氣結構，在匯流三通處設置平板狀導流板，在脫硫塔入口彎頭處設導流板，以利于氣流塔內分布均勻，保持塔內流化床的穩定，在實現高效脫硫的同時有效減少塔底落灰。

表3 脫硫性能試驗結果Tab.3 Testing results of FGD

在系統實際運行期間，多次出現局部塌灰現象，從運行參數和狀況分析，懷疑脫硫塔文丘里出口氣流分布不均勻，故進行相關試驗，試驗結果如表4所示。從試驗結果看，文丘里管出口流場分布不理想，需要對導流板和文丘里管進行必要的調整和改造，提高煙氣流場的均勻性。

2.3 優化運行煙氣量試驗

為防止煙氣流量波動、跳變保護動作、退脫硫情況的發生，在各脫硫島分別加裝1個差壓流量表，并要求運行人員以差壓流量表來控制各塔煙氣流量。因差壓流量表與原流量表有偏差(偏小(1～2)×105m3)且波動較大，運行以差壓流量表為準按設計最小煙氣流量和吸收塔入口負壓來控制各塔的煙氣流量和入口負壓，造成2機脫硫引風機電流偏高。在此情況下對2號機組脫硫系統進行了優化運行煙氣量試驗，以期合理降低運行煙氣量，試驗結果如表5所示。

表4 文丘里流速檢測結果Tab.4 Velocity test results by Venturi tube m·s－1

表5 優化運行煙氣量試驗Tab.5 Optimal operation of flue gas volume test

將低流量保護定值由1600×106m3/h改為1.500×106m3/h，運行觀察塔底落灰情況。通過幾天的觀察，2A脫硫塔在煙氣流量(1.600～1.650)×106m3/h時運行塔底有落灰，2B脫硫塔未見有落灰。1號機脫硫系統現煙氣流量按1.700×106m3/h控制，脫硫引風機電流在390 A左右。2號脫硫塔煙氣流量按1.650×106m3/h來控制，流量計準確后盡快投入再循環自動。

2.4 設計煙氣量過大的問題

由于設計時選取的煙氣量數值過大，實際運行中煙氣量遠小于設計值。造成機組在滿負荷運行時，脫硫系統也必須從凈煙氣回流部分煙氣至脫硫塔入口，以保證一定的床壓。這就造成2個問題:(1)脫硫塔入口煙氣量過大，相應地增加了脫硫風機的出力，造成能耗增加;尤其是在低負荷運行時，需加大凈煙氣再循環量，對單塔運行的調整也不利。(2)由于必須回流部分凈煙氣，造成了脫硫塔入口煙氣溫度的降低，為了保證脫硫塔出口的煙氣溫度(不低于70℃)，相應地必須減少脫硫塔噴水量，不利于脫硫效率的提高。

下一步需重新根據實際運行的參數，對吸收塔的煙氣量和流速進行計算，在保證床層穩定的前提下，減小吸收塔的通徑，對文丘里管等進行必要的改造，從而減小脫硫塔入口煙氣量，在提高脫硫系統效率的同時達到節能的目的。

2.5 吸收塔入口煙溫過高和過低情況下的噴水問題

該廠在機組連續滿負荷運行、吸收塔入口煙溫接近180℃、噴水系統回水閥全部關閉時，溫度最低能降到78℃，高于設計值70～72℃，床層的反應效率大大降低。不僅會造成石灰的浪費，還會增加脫硫灰的數量。在機組長期處于較低負荷(330 MW)運行時，吸收塔入口煙溫接近80℃時，稍一噴水，出口溫度就會低于設計溫度，床層的反應效率更低。

造成這一問題的主要原因是:機組在滿負荷和較低負荷時的煙溫180℃和80℃均屬于非常規溫度，超出了原設計范圍，脫硫系統無法滿足在此溫度下的運行。

在每個島的工藝水泵出口母管各加1臺電動門，只是解決了泵的自動啟停問題，但并沒有解決煙溫過高、過低工況下的運行效率問題。解決這個問題的措施:一是對鍋爐燃燒和配風情況進行適當調整，將機組在滿負荷和較低負荷運行時的煙溫控制在合適的范圍內，減少脫硫系統在極端溫度下的運行時間;二是對脫硫系統進行必要的改造，如改變吸收塔的通徑，改變噴水系統的流量等，使脫硫系統能相對適應在極端溫度下的運行。

2.6 引風機葉片磨損問題

系統改造后，機組原有電除塵器(四電場，除塵效率大于90%)改造后當一級電除塵器使用(僅留1～2個電場，除塵效率80%)，原有引風機較長時間在煙氣含塵濃度遠高于設計值的惡劣工況下運行，加快了葉片的磨損速度。針對該廠1號機組A側引風機葉片磨損情況進行了初步分析，試驗數據顯示，A側引風機入口和B側引風機入口的煙氣流量無明顯差異，但兩側的煙塵濃度卻偏差較大。A側入口標態煙氣流量為1012064 Nm3/h，B側入口為1039694 Nm3/h;A側煙塵濃度為3374.87 mg/Nm3，B側為1023.56 mg/Nm3。從數據上看，A側的高煙塵濃度很可能就是造成A側引風機葉片磨損的原因。

如果爐側設備運行情況正常，可以考慮為引風機葉片進行熱噴涂處理，提高葉片表面的耐磨損、耐高溫、耐氧化能力。因為除塵器本身也存在一定問題，可以對除塵器進行優化，以提高除塵器的除塵效率，不失為一種降低出口煙塵濃度的可行性方案。

3 結語

采用CFB-FGD工藝進行大容量機組煙氣脫硫是可行的，該脫硫工藝技術成熟，運行穩定，能達到較高的脫硫效率，設備國產化率也較高。與濕法工藝相比，循環流化床干法脫硫工藝在改造時間、靜態投資、動態投資、占地面積、維護費用上具有明顯的優勢。但在CFB-FGD設計和運行中還需注意一些問題，尤其是設計煙氣參數(煙氣量、煙溫等)的選取一定要準確，符合實際運行工況，這在很大程度上決定著脫硫系統的運行效率和投資;在運行中要適時地根據實際運行工況對脫硫系統進行優化調整，以提高系統的安全性和經濟性。

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