降低氨法脫硫氣溶膠的研究

楊備戰

（神華榆林能源化工有限公司，陜西榆林 719302）

1 氨法脫硫運行現狀

1.1 鍋爐概況

某公司現用3臺鍋爐為四川川鍋鍋爐有限責任公司生產的高溫、高壓循環流化床鍋爐，該鍋爐采用單鍋筒橫置式自然循環、“水冷旋風分離器”、膜式壁爐膛前吊后支、全鋼架Π型結構，室外布置。正常生產時，三臺鍋爐2開1備。單臺鍋爐主要工藝參數如下：

鍋爐型號：CG180-9.80/540-MX 180t/h

額定蒸發量：180t/h（單臺）

額定蒸汽壓力：9.81MPa

額定蒸汽溫度：540℃

額定蒸發量下的耗煤量：25t/h

給水溫度：210℃

空預器進風溫度：20℃

排煙溫度：134℃

鍋爐負荷性質：帶基本負荷并可調峰

1.2 脫硫裝置現有工藝

每臺爐配套煙氣氨法脫硫裝置，來自鍋爐引風機的煙氣進入吸收塔，在吸收塔內經過三層漿液噴淋層，煙氣溫度從120℃降溫到55℃，被漿液洗滌吸收SO2后，通過兩層屋脊式除霧器分離霧滴，最后干凈的煙氣排出塔外，進入匯總煙道送到180m高混凝土煙囪。20%濃度的氨水在最下面兩段噴淋漿液泵入口管道加入，控制漿液pH在5.5左右。

來自硫回收裝置焚燒爐的尾氣并入脫硫塔入口煙道，在脫硫塔內一同被處理。

在每層除霧器的前后分別布置了清洗噴嘴，清洗噴淋水將帶走除霧器順流面和逆流面上的固體顆粒，防止除霧器結垢，同時補充原煙氣增濕帶走的水分，以維持液池的液位。

經脫硫吸收后的漿液落入塔底的持液槽中，通過吸收塔循環泵將持液槽中的漿液送至塔上部的噴嘴層再噴淋脫硫。噴嘴采用碳化硅同心螺旋型霧化噴嘴。液-氣比維持在2.5L/m3左右。

在吸收塔底部布置有氧化曝氣器，將來自氧化風機的大量氧化空氣細化成為比表面積極大的氣泡，對循環液中的亞硫酸銨進行強制氧化，生成硫酸銨。

根據溶液中硫酸銨的濃度，達到一定值（約35%）后通過取出液泵排入濃縮進料槽。為防止固體沉降，吸收塔漿液池底部安裝脈沖懸浮攪拌裝置。

單臺吸收塔的煙氣處理量設計值為 257 159m3（標）/h，正常生產兩臺鍋爐運行，兩用一備。在設計工況下，脫硫塔入口煙氣SO2小于2 000mg/m3，保證煙氣出口SO2小于50mg/m3。

1.3 脫硫裝置存在問題

目前脫硫塔入口煙氣SO2在900mg/m3左右，塵含量在25mg/m3，脫硫塔出口煙氣SO2在20～35mg/m3，滿足脫硫超低排放要求，但脫硫塔出口煙氣氣溶膠含量在300～450mg/m3。經過分析，脫硫系統存在以下問題：

正常生產情況下鍋爐運行負荷在75%，由于鍋爐尾部煙道漏風嚴重，進入脫硫塔的煙氣氧含量平均在9%左右，脫硫塔煙氣量達到34萬m3/h，遠大于設計值，從而導致空塔氣速也比2.9m/s設計值高，達到了4m/s，由此帶來的問題是煙氣漿液攜帶量增大，尤其是小于15μm的漿液顆粒，直接通過除霧器帶到煙囪而排空。

脫硫塔設3層噴淋，2層除霧器，塔內不分區，三段吸收液均來自塔底持液槽經過氧化后的濃漿液，經檢測，漿液亞硫酸鹽不存在，只有硫酸鹽，吸收能力僅僅依賴補充的游離氨提供。從而需要更大的噴淋量來滿足吸收需求。上端噴淋漿液中吸收產生的亞硫酸（氫）銨與入口高溫煙氣接觸后分解，產生的SO2及NH3進入氣相中，加劇了上段噴淋層吸收負荷，造成部分SO2及NH3逃逸，在煙道中形成氣溶膠（10μm以下的亞硫酸氫銨細微顆粒）的排放。

正常生產狀態下，鍋爐煙囪排煙因為氣溶膠濃度很高，拖尾特別嚴重，尤其是在低溫天氣條件下較為明顯，需要研究解決。

2 降低凈煙氣氣溶膠的措施

2.1 降低氣溶膠常規工藝路線分析

氣溶膠是液體或固體的小質點分散并懸浮天空大氣中形成的膠體分散體系。氨法脫硫形成的氣溶膠組分為亞硫酸氫銨、硫酸銨[2]。從外觀看，氨法脫硫中的氨逃逸、氣溶膠，造成了鍋爐煙囪的“氣拖尾”現象，氣溶膠顆粒的形成主要有兩種途徑：

（1）氣態NH3從煙氣夾帶的脫硫液中揮發，與煙氣中未脫除的SO2通過氣相反應，生成亞硫酸氫銨、硫酸銨等[3]。

（2）吸收SO2后的脫硫液滴被煙氣攜帶出，由于蒸發、煙氣氣體流速過快等作用，析出亞硫酸氫銨、硫酸銨等固體顆粒。

在工業實際運行中，影響煙氣氣溶膠的主要因素包括：

（1）煙氣中SO2濃度與NH3濃度。SO2與NH3濃度越高越易反應生成亞硫酸氫銨、硫酸銨顆粒。

（2）空塔氣速。氣速過高易造成氣體帶液形成氨逃逸。

（3）吸收段煙氣溫度。溫度大于70℃時脫硫液中的亞硫酸氫銨分解為NH3與SO2，同時在堿性環境中亞硫酸氫銨會加速分解。

（4）排出凈煙氣溫度。當溫度＜30℃時極易生成0.07-0.7μm的亞硫酸銨，溫度大于45℃時，可以有效地控制氣溶膠的產生。所以氨法脫硫工藝要求排煙溫度要控制在45～50℃進行操作。

（5）脫硫液pH。脫硫凈煙氣中氣溶膠濃度隨脫硫液 pH升高而增大，特別是當pH高于6.5時尤為顯著。脫硫液 pH較高時，易揮發逸出NH3。

（6）脫硫液濃度。脫硫劑濃度較高的脫硫液滴易蒸發析出氣溶膠微粒，且易造成逸出NH3，一般控制在4%。

（7）脫硫液溫度。脫硫凈煙氣中氣溶膠濃度隨脫硫液溫度升高而增加。脫硫液溫度升高易揮發逸出NH3；此外，較高的脫硫液溫度易造成吸收了SO2后的脫硫液滴在高溫煙氣中蒸發析出固態晶粒，生成氣溶膠。

（8）液氣比。在其他操作條件相同情況下，氣溶膠排放量隨液氣比升高而明顯增加。液氣比的增加一方面使脫硫液中揮發進入氣相的NH3量增多；另一方面，脫硫塔內及隨煙氣攜帶出的霧滴量均隨之增加，從而在高溫煙氣及大氣環境中蒸發析出固態晶粒明顯增多，造成氣溶膠生成量極大提高。

（9）煙氣SO3含量。實際燃煤煙氣中不僅含SO2，還有少量SO3，主要以硫酸霧形式存在，易與脫硫液中揮發逸出的NH3反應生成（NH4）2SO4、NH4HSO4等氣溶膠顆粒，使煙氣中細顆粒物濃度明顯增加。少量SO3即可導致大量氣溶膠顆粒生成，其影響程度遠高于SO2。

（10）脫硫塔結構。運行工況參數相近時，塔內加裝填料、篩板，氣溶膠排放濃度均低于噴淋空塔。這與以下兩方面因素有關：一是脫硫塔內霧滴量有所減少，煙氣夾帶的霧滴量也隨之降低；二是塔內加裝填料或篩板后氣液接觸性能改善，在達到同樣脫硫效率下可采用較低的液氣比。

要降低脫硫塔出口的氣溶膠濃度，常規做法是進行脫硫系統的系統改造，從噴淋系統流程設計、提高除霧器效率、增加濕式電除塵等多方面綜合考慮，可采取以下措施：

（1）對脫硫塔進行工藝優化，改造目前不分級吸收流程為三級吸收，各級之間漿液進行隔離，控制不同的pH、漿液密度，控制第三級噴淋層以較低的pH，較低的漿液密度，降低煙氣離開吸收區氨的逃逸量；塔內氧化改為塔外氧化，提高氧化率；設置煙氣預洗塔，氧化后的漿液在預洗塔中降低煙氣溫度，同時被濃縮達到結晶濃度取出。

（2）改造目前脫硫塔普通屋脊式除霧器為高效、多級除霧器，除霧器之間增設氣溶膠相變凝聚設施，增大膠體顆粒直徑，從而降低凈煙氣中的氣溶膠濃度。

（3）濕式電除塵器布置在氨法脫硫系統之后，作為煙氣排放末端氣溶膠和煙塵控制系統的最終精處理技術裝備，是能達到接近零排放的最有效的方法之一，在濕式電除塵器里，多場作用與相變、團聚等機理，共同促進PM2.5微粒高效凝并“長大”，實現高效脫除，對PM2.5的去除效率高達90%以上。

以上方案是有效的，但存在的問題也是明顯的，不適于現有裝置的改造。主要表現在：

（1）已建成脫硫裝置區沒有足夠空間增加氧化槽、預洗塔、配套循環泵。

（2）原有脫硫塔高度不夠，分級和改造除霧器需要增加15m左右的高度，施工難度大，工期長，安全風險巨大，不能滿足生產需要；

（3）相變凝聚是采用管束式冷卻器對煙氣進行降溫，增加煙氣飽和度，從而達到氣溶膠顆粒增大的目的，但凝聚程度受過飽和度控制，煙氣量巨大，即使冷卻煙氣2～3℃，所需冷卻量已經很大，需要龐大的冷卻面積和配套循環冷卻裝置，增加了系統復雜程度，同時凝聚增徑貢獻的氣溶膠脫除率不高，最多20%左右。不能根本改變氣溶膠大量攜帶到煙氣中的情況。也有采用超聲波凝聚功能，但運行情況并不理想，主要是除霧效率提高不明顯，額外增加電耗。

（4）目前普遍采用濕電除塵方案主要應用于電廠石灰石石膏脫硫工藝末端，應用于氨法脫硫末端運行業績很少。河南心連心化肥和陜西長青能源煙氣總排煙塵濃度5mg以下，但煙氣拖尾仍然較長，由此可以認為，濕電在大顆粒煙塵脫除有很高的效率，主要是石膏法脫硫后煙氣顆粒物較大，50～110μm，較易除去，而氨法脫硫煙氣顆粒物由于存在大量氣溶膠的和漿液霧滴等細小顆粒，一般直徑小于1μm，較難除去。濕電除塵煙氣流速不能過高，否則電場對粒子的吸附力小于顆粒隨氣流流動動量時，除塵能力會下降。要達到對0.1μm以下的氣溶膠顆粒較高的去除率，必定要大幅度增加電場面積。同時存在銨鹽結晶影響濕電運行的問題。

2.2 降低氣溶膠新工藝的探索

基于以上工藝分析和現有脫硫裝置運行分析，對于沒有分級的氨法工藝后煙氣氣溶膠濃度高問題，可采取在下游增加水洗塔并輔助一些必要的技術措施進行改造，達到有效降低煙氣氣溶膠的目的。

為此，對脫硫后煙氣進行了化驗分析，結果表明，脫硫塔脫硫能力完全滿足超低排放標準，塵含量略高，在20mg/m3左右，銨鹽濃度在400mg/m3左右，因此確定了在脫硫塔后匯總煙道上增加水洗塔去除氣溶膠的工藝路線。

2.3 工藝方案設計

2.3.1 工藝設計基本原則的確定

不改變原吸收塔功能，僅在吸收塔后新建煙塵水洗除霧塔，水洗除霧塔采用除霧效果優秀的填料塔。

鑒于原有脫硫塔第三級噴淋吸收層直接承擔高溫煙氣的降溫功能，從而導致漿液中氨逃逸和亞硫酸銨的分解問題，在原三臺脫硫塔入口煙道增設降溫噴嘴，控制煙氣入塔溫度小于85℃。

在煙氣匯總煙道進入水洗塔前煙道上設置增濕混合室，噴入適量低壓蒸汽，低壓蒸汽噴入后，煙氣達到過飽和狀態，過量蒸汽在氣溶膠顆粒上凝聚長大，更易于被填料層水溶液吸收溶解。

水洗塔填料吸收段分為兩段，煙氣在進入水洗塔后，在填料層與洗滌液逆流接觸，氣溶膠和煙塵被洗滌，離開填料層的煙氣經過塔頂高效除霧器后，通過煙道進入煙囪排放。

兩端洗滌水分別進行循環洗滌，控制不同的溶液比重，最上層控制較低的比重，確保煙氣夾帶的洗滌液中氣溶膠顆粒足夠低。

2.3.2 主要工藝技術參數設計

增濕蒸汽采用全廠蒸汽管網0.7MPa低壓蒸汽經過減溫減壓器減壓至0.2bar，通過流量計計量，加入量為0.02kg/m3煙氣。

凈化塔空塔氣流速：3m/s

填料洗滌噴淋密度：1.2L/m3

填料層：規整格柵填料，高2m

除霧器：兩層層屋脊式除霧器，一層絲網除霧器（0.3m高）

總壓降控制在1 200Pa

一段噴淋液比重控制小于1.05，為滿足比重控制指標，工藝上可以采取連續取出，送入原脫硫塔二級泵出口。洗滌液排出量應為2.4t/h，也可在脫硫塔采出后補液室一次性排放到脫硫塔。

2.3.3 工藝改造后的效果

經過工藝改造后，脫硫塔入口進行噴淋降溫約20℃，塔出口總塵含量會降低約20%，入口溫度降低到85℃，煙氣出塔總塵降低到280mg/m3；再通過填料的高效溶解和吸收，離開填料層的煙氣洗滌效率提高到95%，包括氣溶膠在內的煙氣塵含量降低到約14mg/m3；最后經過高效除霧器除霧，最終煙氣凈化后總塵含量小于10mg/m3。

3 存在問題與進一步研究方向

該方案中引入了脫硫塔入口煙氣預噴淋降溫、水洗塔入口蒸汽增濕、填料洗滌等主要工藝措施，也會給系統帶來以下問題：

1）預降溫后，脫硫漿液的蒸發量減少，循環時間增大，漿液聚集的灰塵量大幅度增加，降低了硫酸銨品質，容易形成灰垢堵塞管道設備，造成運行故障，縮短運行周期。

2）預降溫如果引入生產水，會造成系統水平衡打破，需要仔細核算水平衡。

3）煙氣蒸汽增濕，雖然具有氣溶膠增徑的效果，同樣存在打破系統水平衡問題，同時存在蒸汽消耗量大的問題。

4）水洗塔采用填料塔，氣液相互接觸充分，但煙氣阻力增加較大，需要核算引風機壓頭余量是否滿足，設計中需要仔細控制系統總阻力降。

5）該工藝可以實現氣溶膠的超低排放，但吸收循環液腐蝕性很強，系統長周期運行對吸收塔提出了更高的要求，有待工程實踐中進一步摸索更合適的內件材質。

6）目前的制約因素還是脫硫塔能否穩定運行，從現在的情況來看脫硫塔吸收能力嚴重偏低，造成進水洗塔凈煙氣SO2濃度偏高，水洗塔不得已加氨來控制pH。

7）原設計的水洗塔為兩段洗滌，在脫硫塔工況較差時水洗塔兼顧了一部分脫硫作用，必須通過分級加氨來控制循環液的pH，其次在水洗塔出口增加氨逃逸在線監測表，用來監控氨的逃逸情況，保證最終的煙氣粉塵值在指標范圍內。