耦合熱泵的FCC脫硫濕煙氣脫白凈化及余熱回收系統設計分析

宋崢元，孫國剛，祖澤輝，王中原

（1 中國石油大學（北京）機械與儲運工程學院，北京 102249；2 山東樂辰節能環保科技有限公司，山東 淄博 255138）

繼我國火電行業的污染物排放水平已經處于國際領先的超低排放階段后，非電行業的煙氣污染物排放占比日益凸顯[1]。目前，催化裂化再生煙氣排放執行《石油煉制工業污染物排放標準》，但相較于“超低排放”的標準仍有一定差距。脫硫濕煙氣中含有殘余污染物、粉塵、氣溶膠、水分及大量余熱，煙氣擴散形成的煙羽意味著污染物的擴散、水與余熱的嚴重流失。近年來，多省市已先后發文開展有色煙羽治理[2]，煙氣脫白也將成為協同實現催化煙氣超低排放的重要技術之一。

一方面，火電廠的超低排放改造技術對其他行業起到了借鑒作用，但在煉油廠中，脫硫塔與煙囪多為“煙塔合一”的結構。單純的技術遷移很難在有限的空間內完成改造，反而增加了系統的改造成本與設備冗余。另一方面，雖然部分煉廠針對自身裝置進行了改造，并消除了濕煙羽[3-5]，但改造時多以環境作為煙氣冷凝的冷源，煙氣余熱與水分的流失問題仍未得到有效解決。為此，本文以煙氣冷凝再熱脫白為紐帶，將火電行業廣泛使用的熱泵技術與催化裝置脫硫塔中的低溫漿液噴淋技術相結合，設計了適用于FCC“煙塔合一”脫硫裝置的煙氣脫白、凈化及余熱回收系統，并進行了系統流程模擬與評價，以期為再生煙氣超低排放改造提供參考。

1 技術方案與模型

1.1 技術方案流程

熱泵在火電廠中用于煙氣余熱回收再利用，大大提高了系統的能量利用效率，帶來了良好的經濟效益[6-9]。低溫漿液噴淋是再生煙氣冷凝的主要技術之一，具有傳熱效率高、換熱面積大的優點[10]。但在傳統系統中，與漿液換熱的循環水通常在冷卻塔中與環境換熱降溫，從煙氣回收的熱量被直接排放到環境中，造成了嚴重浪費，冷卻塔本身也易產生白煙[11]。基于上述背景與技術基礎，本文將低溫漿液噴淋與熱泵結合，建立了“煙氣-脫硫液-熱泵”的煙氣余熱傳遞途徑，使用熱泵取代冷卻塔作為冷源。煙氣凈化系統耦合熱泵后，其“低溫取熱、高溫放熱”的工作特性使新系統能同時實現煙氣脫白、深度凈化、水的回收與余熱回收利用等多重目標。

凈化工藝流程如圖1所示，系統由熱泵、煙氣凈化裝置與脫硫液循環裝置構成。熱泵為第一類吸收式熱泵，工質為溴化鋰溶液。工質在高溫煙氣及循環泵的驅動下在封閉管路內進行循環與換熱；來自余熱鍋爐的煙氣進入發生器作為熱泵的驅動熱源，降溫后進入脫硫塔與低溫漿液逆流噴淋，脫硫冷凝的凈煙氣經高效除霧器進入煙囪，經熱泵的冷凝器加熱達標后排放；脫硫液在噴淋后經氧化與澄清，與新鮮堿液進入熱泵蒸發器，降溫至設計溫度回到脫硫塔再次噴淋。

圖1 凈化工藝流程

1.2 煙氣脫白

通過冷凝、加熱或兩者并用的方法處理煙氣，降低煙氣的濕度，使之在向環境擴散的過程中始終處于不飽和狀態，是實現消除濕煙羽的關鍵。各方法中，冷凝再熱法兼具冷凝法與加熱法的優點，環境適應性好，是一種較為理想的濕煙羽消除方法。裝置再生煙氣經余熱鍋爐后狀態參數及組成見表1。

表1 催化再生原煙氣狀態參數及組成

濕法脫硫近似視作絕熱過程，煙氣攜帶的熱量一部分轉為脫硫漿液顯熱，一部分轉化為漿液蒸發水蒸氣的潛熱。脫硫塔中煙氣冷凝傳熱過程可用式(1)表示。濕煙氣近似于濕空氣，熱泵發生器與冷凝器的熱負荷可通過煙氣焓值變化進行計算[9,12]，計算方法見式(2)。

1.3 熱泵熱力計算

建立吸收式熱泵熱力學模型與Aspen Plus熱泵工質循環模擬流程時，熱泵系統參數較多導致難以得到計算結果。通常進行假設以簡化設計計算[13]。假設條件如下。

（1）系統處于熱平衡及穩定流動狀態，忽略各部件及連接管路的壓力損失，認為發生器與冷凝器壓力相等，蒸發器與吸收器壓力相等。

（2）發生器、冷凝器、蒸發器及吸收器出口處的工質均處于飽和狀態。

（3）各換熱器采用逆流換熱，傳熱溫差為對數平均溫差。

（4）溶液泵僅提供溶液循環所需的動力，消耗的機械能相較于其他設備可忽略。

第一類溴化鋰吸收式熱泵系統中，煙氣向發生器供熱，熱負荷為Qg；蒸發器中低溫熱源向工質傳熱，熱負荷為Qe；冷凝器與吸收器中對外放熱，熱負荷分別為Qc與Qa，熱泵系統熱平衡見式(3)。

根據傳熱傳質與能量守恒方程，可完成對各設備熱負荷計算，計算式見式(4)。

根據熱泵系統熱平衡，仿真模擬熱平衡系數應滿足式(5)[14]。

1.4 系統性能評價

（1）系統盈余熱量

本系統具備的余熱回收能力，具體表現為系統盈余熱量，即吸收器的熱負荷Qa。該熱量可用于供暖季暖水預熱或其他預熱需求。

（2）性能系數

性能系數COP（coefficient of performance）是評價熱泵系統的主要指標，本文設計的熱泵系統的制冷、制熱能力在煙氣脫白與待加熱水的預熱兩部分得到充分體現。性能系數考慮了熱泵各組成設備對供熱及煙氣凈化的貢獻程度，計算見式(6)。

2 計算及模擬結果

2.1 脫白計算結果

原煙氣溫度為180℃，向熱泵發生器供熱后降溫至120℃進入脫硫塔，供熱過程中，僅煙氣溫度改變，其他狀態參數及成分組成不發生變化。以飽和空氣溫濕圖、冬季環境條件（0℃、40%相對濕度）作為基準參數進行脫白設計[15]。計算結果見表2。

表2 冷凝再熱法脫白需熱量計算

煙氣冷凝再熱脫白熱負荷如圖2所示。由圖可知，隨著煙氣冷凝溫度降低，總體脫白熱負荷增大，煙氣冷凝至36℃的脫白熱負荷相較于冷凝至44℃增長了22%；煙氣冷凝熱負荷占總體比重顯著增大。考慮到工藝可行性及冷凝換熱面積，選擇將煙氣冷凝至40℃，再加熱至81℃作為煙氣脫白工藝路線，該路線可保證0℃環境下煙氣的完全脫白。

圖2 煙氣脫白熱負荷計算結果

2.2 系統參數設計及模擬結果

ELECNRTL物性方法的模擬結果與實際的吸收式溴化鋰制冷劑的參數相符，并能夠準確計算相應溫度、濃度下溴化鋰溶液的飽和蒸氣壓[16]。本文采用ELECNRTL方法進行模擬分析，并采用Wegstein方法進行收斂計算。模擬流程如圖3所示，共有煙氣、脫硫漿液、熱泵工質對、預熱水及環境空氣5類物料流股。

圖3 模擬流程

系統運行參數設計見表3，其中，煙氣質量流量與余熱鍋爐出口煙氣一致；循環脫硫液溫度為39℃以滿足煙氣冷凝需求；熱泵工質（SOL1）壓力為5.630kPa，對應熱泵蒸發溫度（35℃）下的飽和蒸氣壓；熱泵工質（SOL2）壓力為60.103kPa，對應熱泵冷凝溫度（85℃）下的飽和蒸氣壓；參照供暖季室內溫度，待加熱水初始溫度為20℃，待加熱水的流量可根據加熱需求調整，本工況設為60000kg/h。

表3 系統運行參數設計

系統模擬結果見表4，由表可知，本文提出的系統能在低溫環境下實現煙氣脫白，煙氣冷凝、再熱后溫度均達到設計要求。通過熱泵系統與低溫漿液噴淋煙氣技術的結合，既維持了循環漿液的溫度，又達到了回收利用脫硫液中煙氣余熱的目的。

表4 系統關鍵參數模擬結果

根據1.3 節描述的模型，對熱泵關鍵設備熱負荷進行計算，并與系統模擬結果進行對比。以冷凝器為例，熱泵冷凝器的模擬結果如圖4所示，由圖可得到換熱器熱負荷及換熱流體的參數變化。對比結果見表5。流程模擬結果與系統熱力學模型計算結果基本一致，保證了熱力模擬計算的準確性。仿真結果的熱平衡系數滿足式(5)要求，模擬結果滿足熱泵系統熱平衡。

圖4 熱泵冷凝器模擬結果

表5 熱力學計算與模擬對比

2.3 節水減排性能

Aspen 可直接獲取各工況下脫硫塔進出口的煙氣含水量，并以此計算得到系統回收水量。不同漿液溫度下系統回收水量見表6，由表可知，脫硫漿液溫度高于44℃時，脫硫過程中，漿液蒸發的水分被煙氣裹挾帶離，造成水分流失，需要持續補充。隨著漿液溫度降低，煙氣冷凝溫度降低，煙氣中的水蒸氣凝結并進入漿液，當漿液溫度低于44℃時，系統開始回收煙氣中的水分。本文將煙氣冷凝至39.5℃，回收水量為1.47t/h，解決了傳統脫硫塔持續補充工藝水的問題。

表6 不同漿液溫度系統回收水量

相較于其他煙氣，再生煙氣經過多級旋風分離，粉塵粒徑分布的峰值粒徑更小，慣性捕集難度更高[17]。本系統將熱泵作為煙氣冷凝的冷源，使脫硫液維持低溫。SO2在溶液中的溶解度與溫度相關，溫度越高溶解度越低，低溫條件更利于溶液吸收SO2氣體，提高脫硫效率[18]。同時，低溫環境強化了煙氣中水蒸氣以細小顆粒、氣溶膠等為核的凝結過程，顆粒的無序運動使彼此碰撞、團聚，進一步增大了顆粒物粒徑[19]。經過高效氣液分離裝置時，液滴裹挾細小顆粒物在慣性碰撞等作用下被捕集。相較于傳統濕法脫硫塔，耦合熱泵后的脫硫塔對細微顆粒物的捕集能力更強。煙氣脫硫與冷凝過程同時在脫硫塔中進行，避免了傳統系統使用換熱器冷凝煙氣導致的腐蝕問題。

2.4 節能與變工況分析

熱泵性能系數靈敏度分析如圖5所示。由圖可知，隨熱泵驅動熱量的增大，系統總性能系數隨之增大，在煙氣波動范圍內，系統始終保持較高的總性能系數。盈余熱量COP 值保持0.95 不變，說明隨著熱泵驅動熱量的增大，盈余熱量增大，且兩者近似為線性關系。熱泵從脫硫漿液取出的熱量可根據需求用于鍋爐水預熱、冬季供暖水預熱等，由上文可知，設計工況下，系統盈余熱量為1.87MW，相較于傳統系統，具備顯著的節能效益。

圖5 系統制熱靈敏度分析

實際運行中，煙氣流量存在波動，熱泵發生器的驅動熱源量也隨之波動。由此，在保持脫硫塔入口煙氣溫度的前提下改變煙氣流量，考察煙氣流量對系統性能的影響。脫白性能靈敏性分析如圖6所示，隨著煙氣流量增大，系統運行得到的煙氣冷凝溫度與再熱溫度都隨之升高。冷凝溫度低，再熱溫度越高，越有利于煙氣脫白。模擬結果表明，在設計煙氣量的82%～124%波動范圍內，經系統處理后的煙氣溫度均能滿足脫白要求。熱泵由原煙氣驅動即可完成煙氣脫白，無需額外熱源。

圖6 系統脫白性能靈敏度分析

2.5 經濟性分析

系統性能的優化往往要以工藝復雜程度的提高及設備優化為代價。因此，參照文獻給出的熱泵系統經濟性分析方法進行靜態投資回收期計算[20]，計算結果見表7。由表可知，熱泵系統較為復雜，系統建設前期總投資成本較高，但復合系統在實現煙氣脫白、促進煙氣超低排放的同時兼具余熱回收利用的能力。根據計算，即使在部分熱量用于煙氣再熱脫白的情況下，系統投資回收期僅為4.88年，相較于傳統煙氣凈化系統，具有顯著的經濟優勢。靜態投資回收期計算方法見式(7)。

表7 改造投資回收期計算

3 結論

將熱泵技術與漿液冷凝技術結合，提出了適用于催化煙氣處理裝置的經過系統改造方案，并進行了模擬與熱力學計算，結論如下。

（1）本系統設計了“煙氣-脫硫液-熱泵”的余熱回收路線，既避免了煙氣與熱泵直接換熱造成露點腐蝕問題，又減少了“煙氣-脫硫塔-冷凝噴淋塔-熱泵”的裝置冗余。

（2）熱泵代替作為煙氣冷凝冷源，運行穩定，低溫噴淋環境協同增強了脫硫塔的脫硫除塵能力。系統具備水回收能力，解決了濕法脫硫工藝的補水問題。設計工況下，回收水量為1.47t/h。

（3）煙氣自身熱量即可驅動熱泵完成脫硫液冷凝、煙氣再熱與供暖水余熱，無需額外熱源。靈敏度分析結果表明，煙氣流量在82%～124%范圍波動，系統保持了良好的脫白能力。

（4）系統投資回收期為4.88年，相較于將熱量排放到環境中傳統催化煙氣凈化工藝，經濟效益顯著。

符號說明

Dtot，Ddep，Dope，Dcon—— 分別為熱泵系統總費用、設備折舊費（取5%總費用）、年運行維護費用（取4%總費用）、建設安裝費（取30%總費用），CNY

dAHP——熱泵設備單位成本，CNY

dhp——單位熱價，22CNY/GJ

Hf,in，Hf,in，Hw,eva—— 分別為脫硫塔入口煙氣總焓值、出口總焓值、蒸發水分總焓值，kJ

h——濕空氣的焓，kJ/kg絕干氣

hin，hout—— 分別為換熱設備進、出口流股比焓，kJ/kg

min，mout—— 分別為換熱設備進、出口流股流量，kg

Qex——設備熱負荷，kJ

Qg，Qc，Qe，Qa—— 分別為發生器、冷凝器、蒸發器及預熱器的熱負荷，MW

Qrea，Qslu—— 分別為脫硫反應熱、煙氣與脫硫液傳遞的熱量，kJ

t——靜態投資回收期，年

tope——年運行小時數，供暖季為2880h

t1——設備使用壽命，20年

α——濕度，kg/kg絕干氣