高硫煤煙氣氨法脫硫裝置升級改造

龍 勇

(貴州黔希煤化工投資有限責任公司, 貴州黔西 551500)

貴州黔希煤化工投資有限責任公司原氨法脫硫系統于2018年5月建成并投入使用，按“3臺鍋爐全開，共用1塔”設計，設置3臺220 t/h循環流化床鍋爐，同時處理來自3臺鍋爐的煙氣。

1 現有問題

隨著SO2排放限值要求越來越高，原氨法脫硫裝置不能滿足超低排放標準，具體表現為不能滿足凈煙氣中SO2質量濃度≤35 mg/m3、顆粒物排放質量濃度≤10 mg/m3的超低排放要求。原氨法脫硫裝置設備參數見表1。

表1 原裝置主要設備參數

2 原因分析

(1) 工藝流程不合理，氣溶膠及氨逃逸嚴重。

(2) 循環量不足，液氣比偏小。

(3) 噴淋層設計不合理，噴淋覆蓋率偏低，影響吸收效果。

(4) 氧化方式設計不合理，造成氧化率不高，未充分氧化的溶液進入濃縮系統后遇高溫煙氣分解產生大量氣溶膠。

(5) 脫硫后凈煙氣二次凈化措施不當，且洗滌效果差，導致凈煙氣霧滴中的硫酸鹽含量偏高，凈煙氣出口總塵超標。

(6) 除霧器選型及配置不合理導致除霧效果差、凈煙氣霧滴夾帶嚴重，引起出口總塵超標。

3 改造方案

重新設計進口參數，煙氣量為90萬 m3/h，進口SO2質量濃度為8 300 mg/m3。采用單塔多段多循環工藝，在脫硫塔內實現濃縮、降溫、脫硫、煙氣的凈化除塵及除霧等功能。每級循環分別設獨立的循環槽、噴淋層，形成相對獨立的閉環循環回路。根據不同的功能，獨立控制每級循環運行參數，易于優化和快速調整。吸收氧化區硫酸銨濃度低、pH值高，利于SO2的吸收及亞硫酸銨的氧化；濃縮區硫酸銨濃度高、pH值低，利于硫酸銨的結晶[1-2]。改造后的煤煙氣脫硫裝置流程見圖1。

圖1 改造后的煤煙氣脫硫流程

3.1 提高系統氧化率

原氧化系統采用噴射氧化技術，循環溶液經過曝氣器的喉腔與經射流曝氣器的空氣接觸，從而對脫硫吸收回流溶液進行氧化。但因噴射泵揚程小，吸入的空氣量不足，且氣液接觸時間短，氧化率低至50%，導致濃縮段結晶顆粒細小懸浮、硫酸銨出料困難、干燥系統散發的氨味刺鼻。

采用可控制吸收液氧化率技術對原氧化系統進行改造，相比其它脫硫工藝，單塔多段多循環技術吸收液和氧化液是徹底分開的，可保證99.5%以上的氧化率。合理控制吸收液的氧化率，在保證脫硫效率的前提下，降低吸收液的pH值，從源頭上杜絕氨逃逸。控制吸收液的低氧化率，在原煙氣參數突然往上波動、加氨調節未及時跟上的情況下，可保證出口排放參數不會突然升高。氧化罐采用2臺羅茨風機(體積流量為271 m3/min，4層篩板結構)，保證足夠的氧化風量和氧化停留時間。氧化槽底部為氧化風管分布器，確保低濃度亞硫酸銨的氧化率為99.5%以上，避免亞硫酸銨分解形成SO2、NH3，提高氨的利用率。

3.2 升級濃縮段擾動方式

原脫硫塔濃縮段采用羅茨風機擾動來防止硫酸銨物料沉淀。羅茨風機的體積流量為54 m3/h，出口壓力為49 kPa。2018年9月停車檢修時，相關人員發現濃縮段底部有厚度為300 mm的硫酸銨物料沉淀。停車前，已對濃縮段進行補清水化料操作，控制硫酸銨溶液的密度后，仍存在大量物料沉淀。

分析物料沉積原因，發現擾動風與懸浮底部的距離為500 mm，無法擾動所有硫酸銨物料。

濃縮段底部擾動風分布管布置較為密集，給底部維修施工帶來一定的阻礙。同時，分布管上的孔徑較小，當固含量偏高時，容易發生堵塞，導致羅茨風機電流升高、出口壓力升高。

針對氨法脫硫漿液的特點，采用帶噴嘴的漿液噴射液力攪拌技術。對比常規氣流攪拌裝置，液力攪拌優勢在于：其動能遠超氣流攪拌動能，攪拌效果更好；避免了氣流攪拌時泵入口易吸氣導致泵氣蝕和管道振動；液力攪拌覆蓋整個塔截面，避免塔底局部集料導致硫銨塊狀物料堵塞循環泵進口過濾器；底部分布管布局較為寬敞，方便底部檢修施工；噴嘴孔徑較大，不易發生堵塞，同時易沖洗。改造后，2次大修停車開塔時，發現底部硫酸銨物料均無任何堆積情況，擾動效果良好。采用此種擾動方式要求氧化罐漿液氧化率達到99.5%以上，且氧化罐漿液保持較低pH值運行，保證濃縮段內部不產生亞硫酸銨成分[3]。

3.3 合理選擇加氨方式

原脫硫塔從脫硫循環泵進口管道加入氨水，氨水與亞硫酸氫銨混合不均勻，而氧化罐內不參與加氨，與SO2反應后生成的亞硫酸氫銨在氧化罐內不能轉換成亞硫酸銨，導致整個氧化罐內亞硫酸銨、亞硫酸氫銨增多，嚴重影響了系統氧化率，增大了氨逃逸，吸收效率低。

對此進行改造，將氨水直接打入單獨新建的加氨槽內，連接3臺脫硫循環泵，在脫硫段內完成SO2的吸收反應，經集液盤2根回流管流入加氨槽形成循環。亞硫酸銨溶液經脫硫泵的支管打入氧化槽，經過2臺羅茨風機進行強制氧化[4]。

3.4 合理選擇液氣比

液氣比過小會導致吸收效率降低、循環液中游離氨含量增多。吸收段氣相氨質量濃度應小于3 mg/m3，以避免氣溶膠的生成。過高的液氣比會導致煙氣帶水嚴重及塔阻增大、投資費用增加。根據實踐經驗并結合理論計算，液氣比應大于9 L/m3。原脫硫塔液氣比不足5 L/m3，改造后達10 L/m3。

3.5 升級除霧器

原脫硫塔采用兩層平板除霧器，除霧效果差，煙氣拖尾嚴重。對此進行改造，使用三級屋脊除霧器加兩級絲網除霧器。在脫硫塔吸收噴淋層上方設置3層除霧器，分離收集噴淋吸收后的煙氣中夾帶的絕大部分機械霧滴。除霧器上下安裝噴淋水管，通過定期沖洗，去除除霧器表面上的煙塵和亞硫酸銨晶體顆粒，補充循環液因煙氣飽和而帶走的水分，以維持塔底循環池的液位。確保除霧器出口的霧滴質量濃度≤50 mg/m3。

3.6 升級水洗段

原水洗段體積流量為120 m3/h，無法捕捉煙氣中的銨鹽。對此進行改造，選用大流量的水洗泵，由外部水洗循環槽、水洗泵、水洗噴淋層、填料、吸收積液盤組成。通過水洗噴淋層噴出的大量清水洗滌去除煙氣中夾帶的可溶性銨鹽，水通過積液盤收集洗滌至水洗槽中循環使用，保證了塔內噴淋覆蓋面積，將出口粉塵質量濃度控制在5 mg/m3以下。

3.7 優化濃縮段循環

濃縮層塔壁安裝環形清洗管路，保證了塔壁清潔。進口煙道兩側有煙道沖洗水，底部安裝沖洗水，防止煙氣中的灰塵或噴淋漿液堆積于進口煙道。此外，設置煙道緊急降溫水，防止塔壁溫度超溫。濃縮系統的集液器進口采用旋流凝并器，減少了煙氣中漿液夾帶量，同時起到了整流煙氣的作用，利于吸收流場的分布。氧化循環槽向濃縮段輸送的補充液為合格的完全氧化液，濃縮段亞硫酸銨不會分解，杜絕氣溶膠的生成。

4 改造效果

改造前，原鍋爐煙氣中，SO2排放質量濃度≤200 mg/m3、顆粒物排放質量濃度≤30 mg/m3。改造后，SO2排放質量濃度≤35 mg/m3、顆粒物排放質量濃度≤5 mg/m3。現鍋爐煙氣排放量為90萬m3/h，年運行時間按8 000 h計，SO2減排量為1 188 t、顆粒物減排量為180 t。

5 結語

貴州地區煤礦煤種中，硫質量分數為2.5%～4.0%，煙氣中SO2排放質量濃度為5 500～8 000 mg/m3，原脫硫系統無法消化，排放無法達標。改造后，裝置運行穩定，滿足環保超低排放要求。