垃圾焚燒發電廠超低排放工藝選擇與工程案例分析

吳大輝，項顯超

（上海康恒環境股份有限公司，上海 201703）

近年來，我國垃圾焚燒發電項目的煙氣排放標準日趨嚴格。例如，《深圳生活垃圾處理設施運營規范》（SZDB-233-2017）氮氧化物NOx限制為80 mg/Nm3， SO2限制為30 mg/Nm3，HCl限制為8 mg/Nm3。隨著標準的提高，常規的煙氣工藝已經無法滿足要求，SCR和濕法工藝被逐漸采用。近年來，浙江省與深圳新上的垃圾焚燒發電項目大多數要求配備SCR及濕法工藝。

目前，垃圾焚燒電廠同時設置SCR和濕法的工藝有兩種：“半干法+干法+袋式除塵器+SGH+SCR+濕法+GGH”和“半干法+干法+袋式除塵器+1#GGH+濕法+2#GGH+SGH+SCR”。本文將介紹這兩種不同的布置方式，從工藝特點、工藝經濟性兩方面進行對比分析，并對比兩種工藝路線實際運行中的處理效果。

1 SCR系統和濕法系統

1.1 SCR脫硝系統

SCR系統以NH3作為還原劑，在170～350℃溫度區間并設有催化劑（一般為TiO2/V2O5）的情況下，將煙氣中的NO2氧化還原反應生成N2和H2O[1]。

以20%氨水為脫硝還原劑為例，SCR系統可分為氨水卸料和存儲系統、氨水計量和輸送系統、氨水蒸發和噴射系統、SCR反應器、催化劑和煙氣再熱系統組成。采用SNCR+SCR系統對NOx的去除效率可達到85%[2]。

1.2 濕法脫酸系統

濕法脫酸的原理是將酸性氣體中的HCl和SO2與NaOH（或Ca（OH）2等）反應，生成NaCl和NaSO3，可脫除98%的HCl和95%的SO2[3]。目前應用最為廣泛的日立兩端式濕式洗滌塔脫酸系統，主要由濕式洗滌塔、循環冷卻水（液）系統、循環減濕水（液）系統、NaOH儲存與制備系統等組成。

濕式洗滌塔分為冷卻部和吸收減濕部。煙氣首先進入冷卻部。在冷卻部中，從冷卻部上方向煙氣中噴霧冷卻液，把煙氣溫度冷卻，使其保持在60～70℃。而在冷卻液中注入氫氧化鈉，把pH值調整到6左右，冷卻液吸收煙氣中的HCl和SOx。之后，通過冷卻部的煙氣被引入吸收減濕部。在吸收減濕部中，上方噴霧的吸收減濕液在填充層中與煙氣高效接觸，進一步吸收煙氣中殘存的氯化氫和硫氧化物，同時可降低煙囪發生白煙狀況，降低煙氣濕度。另外，為了保持冷卻液的鹽的濃度為恒定，在冷卻液循環管道上設置鹽濃度計，根據反應塔內鹽度，調整從煙氣洗滌裝置底部排出的冷卻液排出量。

2 SCR系統和濕法系統布置方式

在垃圾焚燒中，生活垃圾燃燒產生的煙氣中含有較多的鉀、鈉、鈣、鎂、SO2等污染物，易引起催化劑中毒，使得催化劑活性下降。因此，煙氣在進入SCR脫硝系統前，需要先通過脫酸、除塵處理[4]。

2.1 工藝一：SCR置于濕法前

將SCR裝置布置于袋式除塵器之后和濕法之間，工藝流程為“SNCR+半干法+干法+活性炭噴射+袋式除塵器+SGH+SCR系統+GGH+濕法系統”。SGH將袋式除塵器出口150℃煙氣加熱至180℃后進入SCR系統，脫硝后煙氣溫度約為175℃，經GGH換熱后進入濕法洗滌塔，濕法出口煙氣經GGH升溫后通過引風機排放。

2.2 工藝二：SCR置于濕法后

將SCR系統布置于濕法系統之后，工藝流程為“半干法+干法+袋式除塵器+1#GGH+濕法+2#GGH+SGH+SCR”。除塵器出口150℃煙氣經1#GGH換熱后進入濕法洗滌塔，洗滌塔出口煙氣經1#GGH加熱后進入2#GGH加熱至150℃左右，再經SGH加熱至180℃后進入SCR系統，脫硝后煙氣經2#GGH換熱降溫后經過引風機排放。

兩種工藝的綜合對比如表1所示。

表1 兩種工藝的綜合對比

由表1可知，工藝二需增設2#GGH，投資成本比工藝一略有增加；同時，工藝二由于工藝流程較長，系統運行阻力較大，引風機的電耗會相應增加。但采用工藝二時，濕法脫酸可保證SCR入口煙氣中的重金屬、SO2濃度等污染物穩定保持在低水平，有效減小催化劑中毒的風險，延長催化劑的化學使用壽命。綜合而言，工藝二的短期運行成本略高于工藝一，但工藝二的長期運行成本略低于工藝一。

以1×750 t/d的項目為例，如表2所示，工藝一的運行成本折合成噸垃圾約為88.45元/t，工藝二濕法負荷為30%時，運行成本折合成噸垃圾約為91.68元/t。同時，濕法負荷具有可調性，將濕法負荷降低至8%時，運行成本折合成噸垃圾約為85.91元/t。

3 案例分析

3.1 浙江省某項目

該項目建設規模為3條750 t/d的焚燒線，采用“SNCR+半干法+干法+活性炭噴射+袋式除塵器+SGH+SCR系統+GGH+濕法系統”煙氣凈化工藝，詳情如圖1所示。SCR催化劑選用低溫蜂窩式催化劑，單元孔數30×30孔，設計溫度為175～180℃，用量約為50 m3/line，SCR入口SO2濃度≤50 mg/Nm3（日均值），粉塵入口濃度≤10 mg/Nm3，NOx設計脫硝效率62.5%（從200 mg/Nm3至75 mg/Nm3）。

該垃圾電廠煙氣凈化系統投用后運行良好，SCR系統入口NOx小時均值小于200 mg/Nm3，SO2小時均值小于50 mg/Nm3。但在調試過程中，濾袋曾出現破損，SCR系統入口粉塵濃度小時均值超過10 mg/Nm3。

表2 兩種工藝運行成本對比表

圖1 浙江某項目煙氣凈化工藝

3.2 廣東省某項目概況

該項目建設規模為3條500 t/d的焚燒線，配置 “半干法+干法+袋式除塵器+1#GGH+濕法+2#GGH+ SGH+SCR”煙氣處理工藝，詳情如圖2所示。SCR催化劑選用低溫蜂窩式催化劑，單元孔數30×30孔，設計溫度為170～180℃，用量約為35 m3/line，SCR入口SO2濃度≤10 mg/Nm3（日均值），粉塵入口濃度≤10 mg/Nm3，NOx設計脫硝效率56%（從250 mg/Nm3至110 mg/Nm3）。

該垃圾電廠運行過程中，SCR系統入口NOx小時均值小于200 mg/Nm3，NH3小時均值在小于5 mg/Nm3， SO2小時均值小于10 mg/Nm3，粉塵濃度小時均值 ＜10 mg/Nm3。

圖2 廣東某項目煙氣凈化工藝

3.3 兩電廠實際運行效果

3.3.1 煙氣凈化效果與穩定性方面

從表3可以得出，兩個項目采用的兩種工藝，煙氣污染物排放值都遠低于《歐盟工業排放指令》（2010/75/EU）標準，浙江項目將SCR布置在袋式器后端，濕法脫酸系統的前端，對于SNCR系統、半干法系統、干法系統以及袋式除塵器系統運行穩定要求高，浙江項目在運行過程中NOx排放值出現了明顯上升趨勢，是因為催化劑脫硝性能出現了明顯的下降。催化劑性能下降主要有以下三個原因：SNCR運行不穩定，SCR入口氨逃逸波動大，SCR反應器內易出現氨過量情況，導致催化劑表面易生成硫酸銨與硫酸氫氨，導致催化劑脫硝性能下降；半干法與干法系統脫酸性能不穩定或現場控制不嚴格，導致煙氣中SO2濃度超標，生成硫酸氫氨，黏附在催化劑表面，引發催化劑中毒；袋式除塵器漏風或濾袋破損，煙氣中的粉塵超標，導致催化劑堵塞。

廣東項目將SCR放置在濕法的后端，當SNCR、半干法、干法以及袋式除塵器運行出現故障時，濕法脫酸系統可去除NH3、SOx以及粉塵，使SCR入口污染物濃度滿足催化劑的設計要求，同時實際運行過程中，保證SCR入口污染物濃度極低，從而延長催化劑的使用壽命。廣東項目催化劑暫無性能下降 趨勢。

表3 兩個項目煙氣凈化和穩定性能比較分析

綜合煙氣凈化效果與穩定性對比，工藝二優于工藝一。

3.3.2 運營方面

在半干法與濕法脫酸負荷相同的情況下，兩電廠的前端：“SNCR+半干法+干法+活性炭+袋式除塵器”的物料消耗以及飛灰產量均相近，其中消石灰約為12 kg/t垃圾，20%氨水耗量約為4.6 kg/t垃圾，活性炭約為0.5 kg/t垃圾，袋式除塵器出口污染物濃度可滿足《生活垃圾焚燒污染控制標準》（GB18485-2014）與《歐盟工業排放指令》（2010/75/EU）的排放要求，主要不同在于SCR系統蒸汽耗量、催化劑使用壽命以及引風機電耗，如表4所示。

表4 兩個項目煙氣凈化運行成本對比

由表4可知，在半干法與濕法脫酸負荷相同的情況下，工藝二的短期運營成本會略高于工藝一，但工藝一催化劑每年需再生，需相應增加停爐時間，且催化劑再生后的效果會下降，目前所有項目布置在袋式除塵器后端的SCR低溫催化劑1～2年就已經更換，因此從長期考慮，工藝二運行成本會低于工藝一。

4 結論

工藝分析與工程應用數據表明，工藝二相比工藝一，需增設2#GGH，投資成本比工藝一略有增加；兩種工藝均能滿足超低排放的要求，但從運行穩定性與長期運行成本上看，SCR置于濕法后端工藝脫酸系統運行靈活性好、催化劑使用壽命長，因此對于同時設置濕法與SCR系統的項目，建議優先考慮將SCR布置在濕法后端工藝。