熔煉爐煙氣超低排放治理應用分析

林 煒， 楊家軍

（1．浙江天暢環境科技有限公司，浙江 杭州 310012； 2．浙江德創環保科技股份有限公司，浙江 杭州 310012）

0 引言

為了實現工業固廢的減量化、無害化、資源化，大部分采用了焚燒冶煉技術，提取有用物質，如鐵、鎳、銅（Fe，Ni，Cu）等，達到最大價值化。 其中，熔煉爐是應用較廣泛的一種爐型， 在熔煉焚燒過程中產生的煙氣， 其污染物主要為粉塵、 酸性氣體（HCl，HF，SOx，NOx等）、重金屬（Hg，Pb，Cr 等）、有機劇毒性污染物（二噁英、呋喃、VOCs 等）等[1-2]。 為了防止對環境產生二次污染，必須采取煙氣凈化措施。由于熔煉爐一般爐型較小，廠區分散，很難發展成區塊的聯合治理。而且工業爐窯由于燃燒固廢成分復雜，造成煙氣組分復雜，變化波動大，對煙氣治理造成了很大的困擾，2019 年7 月1 日四部委聯合發布了《工業爐窯大氣污染綜合治理方案》，對工業爐窯大氣污染治理2020 年形成完善治理體系，推進工業爐窯全面達標排放和實施污染深度治理。

特力再生資源有限公司現有的2 臺熔煉爐煙氣超低排放改造治理是對熔煉爐煙氣超低排放治理的一次初級探索， 在滿足超低排放要求的污染物排放指標的同時可以協同脫除多種污染物。

1 煙氣超低排放治理工藝

1．1 設計參數與運行參數

本項目為2 臺熔煉爐的煙氣超低排放治理改造工程， 熔煉爐以冶煉廠的污泥、 除塵灰為原料摻燒煤，提取價值產物為Ni，Cu 等。 因原料均化裝置的均化程度有限且每批次的原料成分不穩定， 故造成污染物的濃度波動較頻繁。 系統設計參數見表1。

表1 系統設計參數

本項目為立式燒結還原熔煉爐，根據GB 9078—1996《工業爐窯大氣污染物排放標準》熔煉爐、Fe 礦燒結爐污染物排放濃度按實測濃度計， 不進行過量空氣系統換算。 改造前已配套每爐1 套的布袋除塵器及2 爐1 塔的鈉堿濕法脫酸塔。

1．2 工藝路線

為了實現NOx，SO2， 粉塵等達到火電廠的超低排放標準（ρ（NOx）＜50 mg/m3，ρ（SO2）＜35 mg/m3，ρ（粉塵）＜5 mg/m3）并考慮同時脫除可揮發性有機物VOCs，CO，二噁英等污染物，煙氣凈化改造工藝路線為熔煉爐出口的原煙氣（110 ℃）經布袋除塵器收集粉塵及重金屬后由引風機送至換熱器的低溫側進行升溫，升溫至250 ℃進入RTO，消除VOCs 及CO；RTO 出口的煙氣溫度調節至滿足SCR 的反應溫度（350 ℃）后進入SCR 反應器（4 層催化劑層）脫除NOx；高溫煙氣再經換熱器降溫（150 ℃）后由增壓風機引入濕法脫酸系統脫除煙氣中的酸性物質， 如：SO2，HCl，HF 等； 濕電可以深度脫除細微顆粒物，最終達到粉塵小于5 mg/m3的排放質量濃度。 工藝路線見圖1。

圖1 煙氣治理工藝路線

2 運行情況分析

2．1 布袋除塵器（利舊）

現有的布袋除塵器采用PTFE + PTFE 覆膜濾料，除塵器入口溫度110 ℃，差壓：800 Pa，過濾風速：1．0 m/min，粉塵排放質量濃度指標達＜50 mg/m3，實際排放質量濃度＜15 mg/m3，此次改造布袋除塵器利舊，已運行近3 a，性能良好，其中1 臺爐的布袋除塵器出現了漏灰現象，經更換濾袋后恢復使用性能。整套煙氣處理工藝投運后， 系統增加的阻力由增壓風機克服，而且除塵器位于煙氣治理最前端，改造后對除塵器的運行沒有影響。 為了增強對布袋性能的監控， 本次改造增加了袋后粉塵儀及布袋各室的差壓來監控濾袋破損情況。

2．2 RTO

RTO 的額定處理煙氣量為50 000 m3/h，進口的CO 原始質量濃度4 000 ～8 000 mg/m3；VOCs 質量濃度為200 ～1 600 mg/m3。RTO 共5 個陶瓷蓄熱室，兩進兩出一反吹。每個蓄熱室設置3 層蓄熱層，從下層至上層運行溫度分別為：250 ～310 ℃，300 ～370 ℃，370 ～520 ℃。 為了滿足SCR 的反應器溫度，RTO 出口煙氣是采用2 股煙氣的混合： 一股是陶瓷蓄熱室出來的煙氣（250 ～310 ℃），一股是焚燒室出來的煙氣（850 ～1 000 ℃），經調試焚燒室煙氣擋板門開度40%～50%，混合后煙氣溫度達到360 ℃。 經測試，RTO 的CO 脫除率約97%，VOCs 脫除效率達到95%，系統熱能回收率達到95%以上。

RTO 燃燒室出口風門經過試驗，關閉風門SCR入口溫度只有260 ～300 ℃，蓄熱室的最上層溫度可以升高到600 ℃以上，但最下層溫度變化不大260 ～300 ℃（因進風溫的影響）， 所以為了達到SCR 的反應溫度（350 ～380 ℃），燃燒室的煙氣風門不能完全關閉，經調試優化后開度40%～50%，天然氣每臺耗量50 m3/（h）， 比投運初期的100 ～120 m3/h·臺大大節省， 滿足SCR 反應溫度的同時節省天然氣耗量。旁路風門開度與混合溫度及天然氣耗量關系和RTO 運行數值見圖2 和 圖3。

圖2 旁路風門開度與混合溫度及天然氣耗量關系

圖3 RTO 運行數值

2．3 SCR

由于NOx原始質量濃度波動大，峰值高，最大可超過4 000 mg/m3，SCR 反應器設置了4 層催化劑，型式為板式，而且目前使用的是再生的催化劑。從目前運行情況看， 效率可以達到98．6%以上，SCR 入口NOx濃度與噴氨量、脫硝效率曲線見圖4。 由圖4可以看出，SCR 反應器阻力200 ～250 Pa，可以滿足NOx初始質量濃度＜3 500 mg/m3，排放質量濃度＜50 mg/m3，遠優于設計目標。

本項目還原劑采用20%的氨水， 未進行氣化直接通過雙流體噴嘴霧化后噴射于SCR 進口煙道里與高溫原煙氣混合。經過計算，投加設計值100 L/h的20%氨水，煙氣濕度增加量為0．2%，煙氣溫降6．4 ℃，對濕度的增加量很小可以忽略，RTO 出口煙氣按360 ℃經噴氨溫降后還有351．8 ℃（再考慮煙道常規的每10 m 溫降1 ℃）； 當NOx初始質量濃度達到了3 500 mg/m3， 投氨量210 L/h， 此時的煙氣溫度為342．9 ℃，濕度增加量0．5%。 因此，在極限工況下，噴氨量對煙氣溫度的影響均能滿足SCR 運行溫度要求，噴氨量與SCR 進口溫度及煙氣濕度增加量曲線見圖5。本項目的氨水噴射點離催化劑層有15．7 m，有1．08 s 的混合停留時間，可確保氨水完全汽化（常規氨水氣化時間0．5 s），經實際運行檢驗，SCR 運行從脫硝反應速度及運行狀態上均無影響。 氨水輸送泵的選型余量較大，可滿足NOx大范圍的波動。 故本項目采用直接噴射氨水是可行的。

圖5 噴氨量與SCR 進口溫度及煙氣濕度增加量曲線

2．4 換熱器

為了綜合利用熱能， 項目設置了換熱器， 利用SCR 出口的高溫煙氣加熱RTO 的進口煙氣， 同時SCR 出口的煙氣得到了降溫， 節省了后續濕法脫酸系統的水耗，達到了節能降耗的目的。根據目前的運行效果，換熱效果達到了設計值，實際運行值：凈煙氣管線：進口350 ℃，出口170 ℃；原煙氣管線：進口99 ℃，出口316 ℃。 設計值：凈煙氣（進）：330 ℃，凈煙氣（出）：149．2 ℃；原煙氣（進）：98 ℃，原煙氣（出）：280 ℃。

根據除塵之后原煙氣冷凝液成分的分析結果，見表2。 換熱器的高低溫段材質為高溫段304，低溫段2 205，GGH 的結構形式見圖6。 高溫段煙氣水平進出， 低溫段煙氣垂直進出并有彎頭。 從實際運行情況，在高溫度有積灰現象，可能在煙氣溫降的過程中有部分物質凝結析出比如硫酸氫銨等附著在換熱板上。 GGH 設計選型考慮的污垢系數：凈煙氣為4×10-5（m2·k）/W，原煙氣為4×10-5（m2·k）/W；GGH 無設置清灰措施，導致積灰后清理困難，這是今后需要改進之處。

表2 冷凝液分析結果

圖6 GGH 結構形式

2．5 濕法脫酸

本項目濕法脫酸利用現有系統， 采用鈉堿法脫酸工藝，2 爐1 塔配置，脫硫塔采用3 層噴淋，一般運行2 層噴淋層，上部采用折板式除霧器。目前的運行效果良好，SO2初始質量濃度160 ～450 mg/m3，排放質量濃度：3 ～15 mg/m3，脫除率達到95%以上。 脫硫塔出口溫度60 ℃。

2．6 濕式電除塵器

濕式電除塵器為臥式濕電，處理煙氣量為120 000 m3/h，2 爐合用并留有一定的余量。 目前已投運8 個月，煙囪CEMS 監測粉塵排放質量濃度：＜5 mg/m3。 2臺爐投運實際煙氣量約60 000 ～100 000 m3/h，濕式電除塵器的額定電流為400 mA， 額定二次電壓65 kV。 RTO 運行時，濕電二次電流下降至160 mA，投氨運行后二次電流下降至120 mA， 粉塵有超標現象，提升二次電流和電壓后，粉塵可以達標， 濕電二次電流與粉塵排放濃度曲線見圖7。 說明濕電系統可調性比較強，滿足設計運行要求。

綜上所述，從運行上看，煙氣超低工藝的各系統運行指標到達了設計值， 整條煙氣治理工藝路線不僅可以滿足超低排放要求的3 個指標：粉塵、NOx和SO2，還可以把HCl，HF 等酸性物，CO，VOCs，二噁英等多污染物協同脫除。 根據項目的運行情況看此熔煉爐的煙氣超低排放工藝是可行的。

圖7 濕式電除塵器的二次電流與粉塵排放濃度曲線

3 系統改進

由于本項目的除塵器、脫酸系統利舊，限制了工藝的選取及設備布置， 比如原有的2 爐1 塔脫酸系統利舊導致了濕式電除塵器只能是2 爐合用， 存在一定的運行風險。 為了使超低工藝系統更完善更經濟，本項目在目前的工藝基礎上可進行改進。

3．1 采用低溫催化劑并結合二噁英催化劑

目前，項目采用的催化劑為常規催化劑，反應溫度區間為310 ～420 ℃（最佳350 ～380 ℃）[3-4]； 若采用低溫催化劑可降低煙氣溫度至180 ～280 ℃[5-6]。可以降低系統的換熱需求，減小換熱器的體積；減小燃燒室的旁路風門開度甚至取消旁路，降低RTO 天然氣耗量。

復合催化劑具有脫硝和除二噁英的雙重效果，除二噁英催化劑一般反應溫度：160 ～210 ℃[7-8]，并同時具有一定的脫硝效果。 因除二噁英催化劑的反應溫度略低于脫硝低溫催化劑， 在布置上可采用組合方式：3 層低溫催化劑+1 層（底層）除二噁英催化劑。 如此，在脫硝的同時除二噁英，給本系統對二噁英的控制可控性增強。

3．2 活性炭吸附系統

目前系統尚無二噁英的脫除措施， 根據長期的運行經驗，當粉塵質量濃度＜7 mg/m3，二噁英可滿足排放指標，這種模糊控制存在著一定的安全隱患，可在當前系統的基礎上增加活性炭吸附備用系統。 在布袋除塵器前煙道設置活性炭添加系統[9-11]，活性炭隨煙氣進入布袋，附著在濾袋表面對二噁英、重金屬等進行吸附脫除[12]。 投運活性炭吸附系統，可增強污染物脫除率， 系統可控性增強。 并且對后續的SCR催化劑有保護作用，防止催化劑中毒。

3．3 消除白煙

濕法脫硫和濕電后的煙氣溫度較低50 ～60 ℃，通過煙囪排放會產生凝結水產生白煙現象[13-14]，參照目前火電廠煙氣排放要求，電廠已步入脫白時代。本項目可以適當考慮后期增加脫白措施， 采用煙氣再熱裝置或者先冷凝后再熱等工藝措施提高煙氣排放溫度，消除白煙[15-16]。

4 結論

熔煉爐的煙氣治理工藝是為了達到超低排放要求而進行的改造，不但粉塵、NOx和SO2這3 項指標達到了超低的要求， 同時也控制了VOCs，CO 及酸性物質等多項污染物的排放。 項目改造后從運行上可以看出， 污染物的運行數據達到了設計值并優于設計值，說明此工藝的可行性。系統的脫硝效率大于98．6%， 脫硫效率大于95%，CO 脫除率約97%，VOCs 脫除效率大于95%。

本工藝SCR 采用氨水直噴方式，省略了氨水蒸發系統，停留時間滿足氨水蒸發要求，對煙氣濕度、溫度沒有較大的影響，滿足SCR 運行要求，是可行、節能、省投資的一種模式。GGH 滿足換熱需求，但結構型式需完善，解決積灰問題。超低工藝仍有一些待改進的地方， 比如多種污染物協同脫除上考慮復合催化劑的選取； 簡化工藝及降低能耗上可考慮低溫催化劑； 后續的脫白措施及活性炭除二噁英備用系統等可待進一步研究、論證及試用。