600 MW機組漿液循環泵節能運行方式研究

喻 國， 劉向民， 沈銘科

(上海發電設備成套設計研究院有限責任公司， 上海 200240)

隨著火電機組環保指標越來越嚴格，GB 13223—2011 《火電廠大氣污染物排放標準》對重點地區的電廠制定了嚴格的特別排放限值。2014年6月國務院辦公廳發文要求新建燃煤發電機組大氣污染物排放接近燃氣機組排放水平。2015年12月環境保護部、國家發改委等出臺了燃煤電廠在2020年前分容量、分階段、分區域完成超低排放改造的具體目標。對于SO2排放質量濃度為35 mg/m3、脫硫效率為95%以上的大部分電廠都達不到要求，須要對石灰石-石膏濕法煙氣脫硫(FGD)系統進行改造。

漿液循環泵是FGD系統最大的耗電設備，泵型為離心泵，只能進行全開全關控制漿液循環泵進行漿液量調節。實際運行中漿液量偏大必然造成電耗增加，因此合理匹配漿液循環泵以提供最佳的漿液量，可有效減少漿液量偏大帶來的多余電耗。

1 超低排放改造

1.1 改造前脫硫系統設計參數

某600 MW火電廠FGD系統采用石灰石-石膏濕法脫硫工藝，為一爐一塔設計。表1為該機組FGD系統設計參數。

表1 FGD系統主要性能指標

在設計煤種下(含硫質量分數為0.87%)，FGD系統脫硫效率大于97.0%，出口SO2質量濃度<35 mg/m3。煙氣從入口進入吸收塔，與霧狀漿液逆流接觸，反應后的煙氣經除霧器后由煙氣出口排出。吸收塔內煙氣流速在3.0～4.0 m/s。改造前裝設3層噴淋，每層噴淋配1臺漿液循環泵，吸收塔共配3臺漿液循環泵，見圖1。

圖1 改造前脫硫吸收塔原理圖

1.2 改造后脫硫系統設計參數

對該機組進行節能降耗增容改造，同時進行近燃氣輪機排放改造，煙塵、SO2、NOx排放質量濃度分別不高于5 mg/m3、15 mg/m3、35 mg/m3。原則是在滿足目標指標的基礎上改動盡量小，節省工期和造價。

根據計算，改造需要液氣體積比(簡稱液氣比)為16，原設計為13.44，在保留原有漿液循環泵的情況下，新增1臺體積流量為6 750 m3/h的漿液循環泵，改造后液氣比為16.04，大于16滿足要求。

原吸收塔漿池高5.9 m，漿池體積為2 345 m3。噴淋層改造后，需要的吸收塔漿池體積為2 930 m3，漿池深度需要7.4 m。將吸收塔進口煙道底板抬高約1.9 m，使吸收塔漿池深度達到7.8 m，滿足設計要求。同時，提高原有漿液循環泵和新增漿液循環泵出口壓力，即提高了噴嘴入口壓力，增強噴淋效果，提高效率。改造后脫硫系統原理圖見圖2，改造前后主要設備規格對比見表2。

圖2 改造后脫硫吸收塔原理圖

表2 改造前后主要設備規格比較

改造后脫硫效率不低于99.0%，機組SO2排放質量濃度小于15 mg/m3，滿足超低排放要求，同時為電廠燃煤摻配提供一定空間。

2 改造前后運行數據

2.1 改造前FGD系統運行數據

表3統計了機組不同負荷對應的煙氣量、FGD系統進出口SO2質量濃度、循環漿液的特性以及脫硫效率的平均值；表4表明了不同負荷下A、B、C 3臺漿液循環泵的性能參數、投運情況、總能耗、總漿液量以及不同負荷下脫硫漿液循環泵組實際運行能耗和總循環漿液量。

單片機采用AT89C52，時鐘晶體選擇AT切型的11.059 2MHz，傳感器SHT11溫濕度傳感器的DATA管腳接P1.1，SCK接P1.0。這兩個管腳要接4.7kΩ的上拉電阻。仿真軟件下不顯示SHT11的電源和地端，實際接線時，在電源和地間接入100nF的去耦濾波電容。因為數據要上傳到PC，為了實現單片機和PC間的電平轉換，實際電路要采用RS232/RS485轉換接口，但在仿真軟件元件庫中無此器件，仿真時采用RS485標準的器件MAX487的輸出端接模擬PC串口的虛擬終端。電路連接如圖4所示。

由表3、表4可以看出：

(1) 煙氣參數對漿液量的主要影響因素有煙氣SO2質量濃度、煙氣流量、煙速、煙溫等。

(2) 漿液性質對漿液量的影響因素主要有漿液pH和漿液密度等。

表3 改造前FGD系統運行數據

表4 改造前脫硫漿液循環泵投運情況

2.2 改造后FGD系統運行數據

表5為改造后FGD系統運行數據。改造后機組增容至630 MW，脫硫效率大于99%，FGD系統出口SO2質量濃度低于15 mg/m3，滿足技術改造要求。表6為改造后脫硫漿液循環泵投運情況。由表6可知：機組增容至630 MW后，高負荷段為滿足排放指標，所需循環漿液量增加，能耗增加。

表5 改造后脫硫系統運行數據

3 循環漿液量裕量計算分析

3.1 脫硫效率與循環漿液量計算式

根據電廠實際運行情況，采用控制變量法：實際運行中控制漿液特性(漿液密度及漿液pH等)基本不變；特定負荷下，燃燒煤種一定，一、二次配風等基本不變，煙氣量在各個負荷下也基本不變；吸收塔反應區域體積為定值。脫硫效率和漿液量關系式為[1-3]：

η=1-eaQj+b

(1)

式中：η為脫硫效率，%；Qj為循環漿液體積流量，m3/h；a、b為常數。

改造前：

η=1-e0.000 030 736Qj-4.426 36

(2)

η=1-e0.000 079 881Qj-7.337 13

(3)

鄰機600 MW負荷運行數據見表7，鄰機設計液氣比也為13.44，鈣硫質量比也為1.03。分析可知，相同負荷下，循環漿液量與脫硫效率散點圖分布趨近式(2)曲線；由此表明該脫硫效率模型得出的式(2)、式(3)是正確的，具有一定的參考性。

表7 鄰機600 MW負荷運行數據

3.2 循環漿液量裕量分析

由不同負荷下的煙氣量、燃燒煤種含硫量、FGD系統原煙氣中SO2質量濃度、FGD系統凈煙氣中SO2質量濃度、SO2排放指標、FGD系統最低脫硫效率等，可計算出實際運行的最低脫硫效率，根據式(2)、式(3)可計算出最低循環漿液量，再由實際運行漿液量可得出改造前后循環漿液量的裕量(見表8、表9)。進口煙氣SO2質量濃度根據設計煤種取一段時間內的電廠運行數據平均值；根據實際運行SO2排放數據與排放指標計算得出的最低脫硫效率需要滿足FGD系統改造要求的最低脫硫效率，與實際運行吻合；循環漿液量的計算結果符合電廠實際運行中隨負荷的變化關系。

表8 改造前循環漿液量裕量

表9 改造后循環漿液量裕量

4 運行方式匹配與節能計算

4.1 漿液循環泵的運行匹配方案

由表8、表9以及圖4可知：改造后整個泵組運行功率大于改造前的運行功率，并且整個泵組不同負荷下投運都有較大的裕量，因此有必要進行消裕降耗。通過匹配脫硫漿液循環泵的運行方式來達到節能降耗的目的。改造后運行匹配方式見表10。

表10 改造后合理匹配漿液循環泵運行方式

該火電機組造成漿液流量過大的原因是設計流量與所需流量的不匹配，因此重新對漿液循環泵投運進行合理匹配，可達到降低流量、節能降耗的目的。根據不同流量需求采取不同的泵組合運行，保證泵組高效運行。

為方便不同負荷下投運和切換方便，匹配原則為流量先大后小，揚程先高后低。運行匹配方式為：機組負荷在600～630 MW時，由于煙氣量較大、煙氣SO2質量濃度較高，必須全部投運A、B、C、D 4臺漿液循環泵才能達到排放要求；機組負荷在500～600 MW時，投運A、B、C 3臺漿液循環泵即可滿足排放要求；機組負荷在400～500 MW時，投運A、B、D 3臺漿液循環泵即可滿足排放要求；機組負荷低于400 MW時，投運A、B 2臺漿液循環泵即可滿足排放要求。

4.2 節電潛力分析

該優化匹配方式節電量見圖3。

圖3 運行匹配前后電耗對比

由圖3可見改造后采用新的運行匹配方式節電效果明顯：600～630 MW負荷段為保證環保指標，投運方式不變，電耗不變；500～600 MW負荷段電耗明顯降低，幅度較大為630 kW；400～500 MW負荷段電耗降低，幅度較小為210 kW；400 MW以下負荷段電耗明顯降低，幅度最大為840 kW。同時，該匹配方式適合不同含硫量的煤種：若煤種含硫量較低，改造節能效果更好；若煤種含硫量較高，脫硫漿液循環泵容量及數量增加，節能改造空間更大。

4.3 節電計算

2017年機組總運行5 500 h，由各負荷段年運行小時數(以2017年運行數據統計)得出該機組各負荷段年運行時間分配系數(見表11)。

表11 機組負荷分配系數

改造后該節能運行方式的總節電量為3 465 000 kW·h，該廠平均上網電價為0.45元/(kW·h)，一年可節約電費為155.93萬元。

5 結語

該機組增容改造后SO2排放質量濃度低于15 mg/m3，接近燃氣輪機排放水平。改造后循環漿液量與脫硫效率的關系式為η=1-e0.000 079 881Qj-7.337 13。根據所需的循環漿液量，對改造后漿液循環泵的運行方式節能匹配，每年可節約電耗3 465 000 kW·h，節省電費155.93萬元。

在含硫量較高的電廠，實際運行中所需脫硫漿液循環泵的容量及數量都較多，該優化匹配運行方式結合泵型改造仍有很大的節能空間。