循環流化床鍋爐超低排放控制及運行優化

郭志遠

（中國石化鎮海煉化分公司，浙江寧波315207）

中國石化鎮海煉化分公司公用工程部Ⅲ電站共有兩臺410 t/h、10.5 MPa循環流化床鍋爐（簡稱CFB），燃料為煤和石油焦按一定比例摻混，整個電站滿足發電、外供高中低壓蒸汽和供風需要。單臺鍋爐煙氣量375 000 m3/h（濕基）。為積極響應國家“節能減排”要求和中國石化“碧水藍天”環保行動部署，先后對煙氣脫硫、脫硝及粉塵排放設施進行了技術改造和升級。

1 煙氣脫硫、脫硝和除塵裝置

1.1 循環流化床鍋爐煙氣處理工藝流程

循環流化床鍋爐采用潔凈煤燃燒技術，流態化燃燒。煙氣在上升過程中遇到噴入的氨水，氨水與煙氣中的NOx發生反應，之后煙氣攜帶飛灰進入尾部煙道，與煙道內的過熱器、省煤器、空氣預熱器等換熱器換熱后進入電除塵器，清除絕大部分飛灰粉塵。煙氣進入脫硫塔前與噴入的臭氧混合，隨后進入脫硫塔中進行SO2、NOx和粉塵的最后一個綜合處理過程，最終SO2轉變為硫酸鈣，NOx生成硝酸鹽，硫酸鈣、硝酸鹽和粉塵隨自上而下的循環漿液一同落入脫硫塔底部的漿液中。經過處理的潔凈煙氣在塔頂排放到大氣中，塔底部的漿液密度達到一定要求時進行脫水制石膏，最終產生含水率≤10%的石膏。循環流化床鍋爐的煙氣處理工藝流程見圖1。

1.2 工藝技術原理

1.2.1 脫硫工藝

煙氣脫硫技術一般分為干法、半干法和濕法[1]脫硫。Ⅲ電站爐內采用干法脫硫，燃燒時直接加入石灰石與煙氣中的SO2反應生成硫酸鈣。爐外采用石灰石－石膏濕法煙氣脫硫工藝，整個煙氣吸收反應在脫硫塔內完成，塔內石灰石呈水漿液狀態。

爐外的脫硫工藝流程設計為兩臺鍋爐配置兩個吸收塔，塔內煙氣旋轉上升，脫硫單元噴嘴噴射出的吸收漿液則形成一層懸浮的脫硫液，兩者相遇發生反應，生成的亞硫酸鈣和少量的硫酸鈣在塔底部的儲漿段遇到氧化風機噴入的空氣，亞硫酸鈣被氧化為硫酸鈣，并生成石膏。

圖1 循環流化床鍋煙氣處理工藝流程

吸收塔內部發生的主要化學反應為：

1.2.2 氮氧化物的脫除工藝

NOx的脫除同樣采用爐內爐外相結合的方式。爐內采用SNCR脫硝工藝，用氨水作為還原劑，稀釋后的氨水和工廠風混合，通過噴嘴噴入煙氣中，與煙氣中的NOx進行反應。化學反應為：

通常系統所采用的氨水濃度為20%～25%，稀釋到5%左右通過噴槍噴入鍋爐爐膛中，在氨水霧化的瞬間捕捉煙氣中的NOx并迅速與之反應，達到脫除NOx的目的。

爐外采用臭氧脫硝系統，Ⅲ電站臭氧設備采用氧氣源臭氧發生系統。臭氧發生器出口裝有濃度監測儀，根據臭氧噴入口之前和脫硫塔出口所監測的NOx濃度來控制臭氧的噴入量，加入臭氧后低價的NOx氧化生成高價的NOx，即臭氧與NO和NO2迅速反應生成可溶的N2O5，N2O5與脫硫塔內的石灰石漿液反應生成硝酸鹽。處理NOx的過程中，臭氧同時將煙氣中的部分SO2氧化為SO3，同步提高了脫硫效率。

1.2.3 煙氣除塵工藝

鍋爐煙氣進入電除塵器中，絕大部分灰塵在電除塵器內被清除，從電除塵器的灰斗落入倉泵中，最終輸送至飛灰庫由汽車運走。電除塵器出口粉塵濃度不超過35 mg/m3。

隨著國家和地方環保部門對大氣環境污染治理力度的不斷加大，Ⅲ電站原設計煙塵排放已不能滿足重點地區大氣污染物排放要求，2015年開始進行一系列煙氣超低排放改造，改造后整套裝置在40%～110%鍋爐最大連續蒸發量工況下，凈化后煙氣中的粉塵含量＜5 mg/m3（干態、6%O2）。

1.2.4 廢水處理

整個煙氣凈化過程中只有脫硫塔有廢水產生，根據運行工況不同，塔內漿液密度上升到指定值時，約30～50 t/h不等的漿液被打至旋流器，漿液通過旋流器分離后進入真空皮帶機進一步脫水，旋流器和真空皮帶機分離出來的廢水分別流至漿液返回箱和濾液箱，再分別由返回泵送至脫硫塔內繼續參與漿液循環，實現了廢水無外排。上述兩路廢水連同真空皮帶機的沖洗水一同返回至脫硫塔中，總水量按兩臺返回泵出口流量計算一般略多于脫硫塔送出脫水的漿液量。

1.3 煙氣處理工藝主要設計指標

1）超低排放改造前脫硫塔出口外排煙氣指標

SO2濃度＜50 mg/m3（干態，標準狀況下，以下同），NOx濃度＜100 mg/m3，粉塵濃度＜35 mg/m3。

2）超低排放改造設計指標

脫硫塔入口煙氣量375 000 m3/h（濕態），入口的SO2濃度2 000 mg/m3，NOx濃度100 mg/m3，粉塵濃度35 mg/m3。升級改造后，凈化后出口煙氣排放SO2濃度＜35 mg/m3，NOx濃度＜50 mg/m3，粉塵濃度＜5 mg/m3。

1.4 煙氣超低排放改造主要內容

為滿足煙氣外排污染物達到超低排放限值標準，在原設備總體布局不變的情況下，針對NOx處理新增臭氧發生器兩臺，將臭氧管線引至電除塵器之后的煙道處；脫硫塔內將原格柵式除霧器拆除，改造升級為管束式除霧除塵器；并將原旋流器拆除，更換為新式效率更高的氣動旋轉式，使煙氣在塔內與噴淋漿液接觸更充分；因管束式除塵除霧器占用脫硫塔空間較多，不得不將原噴淋層拆除在高度上重新布置，同步增加了噴嘴數量。

2 裝置運行狀況分析

2.1 裝置運行情況

2013—2016年，先后完成脫硫塔建設、爐內脫硝改造、臭氧發生器建設及脫硫塔內部組件升級改造工作，裝置總體運行平穩，凈化煙氣達到超低排放標準，具體運行指標見表1。

通過表1可以看出，實際脫塔硫入口SO2、NOx和粉塵的濃度均較低，明顯好于設計值，一是由于循環流化床鍋爐脫硫、脫硝和粉塵均采用了兩級控制，即首先在爐內加入石灰石和氨水，煙氣經過電除塵器捕捉粉塵完成第一級處理，該環節對進入脫硫塔前的環保數據可進行有效控制，為煙氣后續凈化處理創造了良好條件，也可有效避免第二級煙氣處理單元脫硫塔內一旦有故障時造成環保數據大幅超標情況發生，實現了在控制方式上的靈活多變。

從數據來看，整個裝置的煙氣處理運行效率較高，外排煙氣中SO2、NOx和粉塵的濃度均低于超低排放限值標準。因脫硫脫硝第一步直接在爐內進行，電除塵前也無粉塵監測，無法用數據量化三者在第一級煙氣處理中的脫除效率，但從數據上可看到僅在脫硫塔中三者的脫除率依次為99.57%、98.12%、59%。另外在脫硫塔內組件改造后，新增煙氣系統阻力0.11 kPa，低于設計值的0.2 kPa，新增煙氣系統阻力對風機出力影響很小。

實際運行工藝數據表明整個脫硫脫硝除塵裝置的外排煙氣達到設計指標，煙氣經過凈化，每年向大氣排放的SO2、NOx和粉塵低次減少369.79 t、458.73 t、210 t，環保效益顯著。煙氣排放的在線監測數據與鎮海區環保局和浙江省環保廳均聯網可實時監控。

表1 循環流化床鍋爐煙氣運行情況

2.2 裝置運行成本分析

脫硫脫硝裝置主要原材料消耗和能耗成本見表2。從表2可以看出，凈化煙氣所使用脫硫劑石灰石粉、脫硝的氨水和電耗占主要消耗成本，石灰石粉年消耗成本達3 163.92萬元，電耗和氨水分別為1 177.42萬元和329.22萬元。因整個系統的濃漿液去脫水制石膏之后，廢水再返回到脫硫塔內繼續使用，除石膏本身和外排的煙氣帶走少量水分無其他廢水外排，水耗費用相對較少。

表2 主要原材料消耗和能耗成本

3 裝置存在問題及檢修改造措施

在脫硫塔改造初期整個裝置運行較平穩，但運行超過一年后陸續出現脫硫塔壁漏漿液現象，停工檢查發現噴嘴內有雜物堵住噴水口，有些全部堵死，一些未完全堵死的噴嘴噴出漿液也不再是原設計的“傘霧”狀，噴出的是一股水流且方向也不確定，一些水流漿液直接沖到塔內壁上，塔體便會因沖刷磨損而發生漿液外漏。噴嘴堵及塔內壁沖蝕情況見圖2。

圖2 噴嘴堵及塔內壁沖蝕情況

堵住噴嘴的雜物以橡膠為主，對整個系統的橡膠來源進行排查，發現主要是新旋流器安裝時橡膠墊片多余的部分未割除，經過一段時間運行后落到漿液里。另外是漿液泵進出口兩個大小頭的內襯膠，因大小頭內流體擾動較強脫落。之后將旋流器墊片多余橡膠割除，泵進口和出口的兩大小頭材料升級為高鉻耐蝕耐磨雙相合金Cr30A，取消其內襯膠，塔內循環漿液中的橡膠雜物得到了有效控制。

塔內最外圈噴嘴一旦有堵塞傘霧狀噴淋會變成水柱狀射流，沖向塔壁或其他地方，為防止這類情況出現，對最外圈噴嘴進行改造，由原來的豬尾巴狀（圖2）改為通流直徑更大的渦旋噴嘴，降低堵塞機率，并把噴嘴的安裝角度由原來垂直向下調整為向內一定角度傾斜安裝，避免射流直接沖向塔壁。同時對塔內壁襯里材料進行升級，原來是耐腐蝕普通鱗片，無防沖蝕作用，對射流可能沖到的環帶升級改造為硬度高、防沖刷和耐腐蝕的SiC材料。技術改造后，整個脫硫脫硝和除塵裝置運行穩定，達到長周期運行要求。

4 工藝運行優化降本增效

4.1 優化爐內燃燒工況，減少原材料用量

床溫控制是循環流化床鍋爐燃燒調整的重要內容，床溫控制不僅直接影響到鍋爐燃燒的穩定性和SOx、NOx脫除率，而且還關系到運行的安全性和經濟性。床溫與脫硫率的關系見圖3。

圖3 床溫與脫硫率關系

由圖3可以看出，床溫太高，脫硫率下降同時造成石灰石用量增加，灰渣物理熱損失量也會增大。床溫過低脫硫效率也下降，勢必增加石灰石用量，導致床溫進一步下降，鍋爐運行工況惡化。為緩解床溫對石灰石的依賴，通過技術改造將電除塵捕捉下來的飛灰再返送到爐膛參與床溫調節。同時燃燒過程控制Ca/S摩爾比1.5～2.5，爐內脫硫效率可達85% ～90%。

床溫也影響鍋爐NOx排放。根據試驗，當電站鍋爐床溫超過900℃時，NOx的排放有明顯增長趨勢，床溫達到1 000℃時，NOx排放達到了500 mg/m3以上。當床溫低于850℃時，NOx生成加快，在鍋爐低負荷運行時，需調整風量，控制床溫在850℃以上，以減少NOx的生成。

綜上所述，Ⅲ電站鍋爐運行中平均床溫保持在830℃～920℃之間，可以保證正常的流化燃燒工況、最佳的脫硫效率、較低的NOx生成量和較高的燃燒效率，同時該床溫低于煤和石油焦的軟化溫度，能有效避免床內結焦。

考慮脫除NOx主要還是爐內的第一級處理效果更好，氨水量未進行較大調整，2017年與2018年用量相差不大。根據年度數據，2017全年爐內燃燒消耗石灰石117 018 t，2018全年耗量為109 374 t，年節約石灰石用量7 644 t，僅爐內石灰石消耗量每年減少成本多達190萬元。

4.2 提高塔內凈化效率

為提高脫硫塔內煙氣的綜合處理效果，對原3#爐脫硫塔內各組件進行重新設計，更換氣動脫硫單元下噴淋層及對應噴嘴，提高噴嘴霧化效果，使霧化效果達到Dv50＜2 900 μm；Dv32＜2 400 μm；讓霧滴分布盡可能一致、均勻。同時在噴淋層高度上優化，噴淋層噴嘴布置方向由單獨向上噴更改為上下噴，充分提高噴嘴噴出的霧化漿液與煙氣的接觸面和縱深高度。技術改造升級后原4臺漿液循環泵運行實現3臺運行1臺備用。按其中功率最小的一臺泵133 kW計算，年節省電能116.5 萬kW·h，年節約電耗成本約62.91萬元。

4.3 引入水冷媒系統

因空氣預熱器管束有低溫腐蝕現象，排煙溫度高煙氣熱損失也多，因此引入了水冷媒系統，即在尾部煙道中增加煙氣換熱器吸收煙氣余熱，降低排煙溫度同時換熱器中水溫從100℃上升到約120℃，再分別進入到一、二次風機出口處的兩臺換熱器預熱空氣，調節水量便可有效調節一、二次風的出口溫度。控制泵入口的熱媒水溫度，使其不低于85℃，確保各換熱器均不發生酸露點腐蝕。尾部煙道排煙溫度三個測點分別為162.5℃、166.0℃、163.7℃，經換熱后的排煙溫度兩個測點分別為136.98℃和142.17℃，吸取的熱量除正常損失外均用于爐內燃燒的供風加熱，提高了循環流化床鍋爐自身熱效率。

5 結論

整個電站的煙氣脫硫脫硝和除塵裝置運行良好，有較強的可操作性，煙氣排放數據不僅滿足《火電大氣污染物排放標準》（GB13223－2011）中燃煤鍋爐重點地區煙氣排放標準，且達到了該標準中以氣體為燃料的鍋爐或燃氣機組排放限值，即超低排放限值。同時經過設備技改攻難和運行工況優化，每年節省原材料成本190萬元，每年節電62.91萬元，降低了運行能耗，實現了“節能減排”。