基于活性半焦的干法煙氣脫硫脫硝技術

涂 峰

（國能神福（龍巖）發電有限公司，福建 龍巖 364000）

在大氣污染治理領域，目前常用的脫硫脫硝技術有濕法脫硫、SCR 脫硝等。但是濕法脫硫無法將硫、氮等處理產物進行資源化利用，而SCR 脫硝的催化劑價格偏貴、處理成本偏高。相比之下，劣質煤的低溫熱解產物半焦不僅價格低廉、易于獲得，而且同時具備較強的吸附能力、催化能力，脫硫、脫硝效果良好。除此之外，活性半焦吸附、儲存的硫、氮等產物還可再生為硫銨、硝銨，用于制作花費，產生一定的經濟價值。因此，本文以活性半焦作為主要材料，設計了一種干法煙氣脫硫脫硝工藝，在達到煙氣凈化目的的前提下，還能實現能量綜合利用、副產回收利用，兼顧環保效果和經濟效益。

1 活性半焦干法煙氣脫硫脫硝工藝設計

1.1 固定床脫硫脫硝系統設計

反應器是整個干法脫硫脫硝系統的關鍵設備，根據其結構形式的不同又可分為固定床反應器、移動床反應器、流化床反應器等。本文在設計干法脫硫脫硝系統時，選擇了固定床反應器。其中，床層體積（V）是決定固定床反應器應用效果的關鍵因素，其計算公式為：

式中Q 表示標準狀態下煙氣體積流量，單位為m3/h；Vsp表示標準狀態下脫硫空速，單位為h-1。固定床反應器在脫硫和脫硝中所需的床層體積是不同的，如果是脫硫反應器，所需床層體積：

另外，本文設計煙氣脫硫脫硝系統均采用“三塔串/并聯”循環操作，單塔體積取150 m3。那么單塔半焦的裝填質量（W）為：

1.2 固定床反應器的尺寸與壓降計算

為方便半焦材料的裝卸，以及減少再生氨水的消耗，本系統采用臥式固定床反應器。該裝置的總長為11.5 m，內徑為4.8 m，內徑中可裝填半焦材料的最大長度為3.6 m。半焦材料的裝填方式為上下分層填裝，上、下層各填裝1.5 m，中間保留0.6 m 的空隙。反應器的煙氣進口管道處安裝了由一塊4 mm 厚不銹鋼板制成的氣體分布器，鋼板上密集分布有若干篩孔，方便氣體流通。反應器底部有導軌制成，每個裝填單元中最多可容納40 m3的脫硫劑，可通過移動導軌裝入或推出脫硫劑。在反應器的頂部有氨水噴淋裝置，噴淋氨水可以使已經失活的半焦材料再生。當煙氣進入到固定床反應器的床層后，由于煙氣本身具有一定的粘性，在流動過程中受到摩擦力的影響，會伴隨著消耗的能量[1]。所以在設計固定床反應器時，也要計算其壓降。參考相關的規范，最大壓降不得超過設備操作壓力的15%。

1.3 固定床脫硫脫硝工藝流程設計

本文設計的干法煙氣脫硫脫硝工藝，共有3 個（2主1 備）脫硫/脫硝塔，按照先脫硫、再脫硝的順序，依次完成對煙氣中S、N 等污染物的凈化處理。該設備的運行環境為60～100 ℃，氨水再生溫度為70～80℃，整個工藝流程見圖1。

圖1 固定床脫硫脫硝工藝流程

結合圖1，從鍋爐排出的煙氣，首先要在140 ℃的高溫環境下進行一次靜電除塵，然后通過引風機和排風擋板進入到脫硫系統中。進入脫硫塔的煙氣溫度大概在90 ℃左右，此時脫硫塔內的檢測裝置會分析煙氣中SO2的濃度。如果其濃度超過200 mg/m3，則開啟閥門進行脫硫操作。一段時間后，自動開啟氨水儲槽的入口，利用脫硫塔頂端的噴頭噴淋氨水，氨水與脫硫塔內失活的半焦材料接觸后，可以讓半焦材料重新獲得活性，減少了半焦材料的消耗并降低了系統運行成本。經過上述處理后，得到的硫銨母液流入到蒸發器中，高溫蒸發后的蒸汽重新返回鍋爐中實現循環利用[2]。從脫硫塔排出的脫硫煙氣，經過出口擋板后進入到脫硝塔，脫硝流程與脫硫類似，不再贅述。煙氣完成脫硫、脫硝后，凈化煙氣從煙筒直接排放到空氣中。

2 能量綜合利用與換熱器計算

2.1 能量綜合利用方案

結合上文的固定床脫硫脫硝工藝流程可知，從靜電除塵器排出的煙氣溫度為140 ℃，而脫硫塔內的煙氣反映溫度為90 ℃，這就意味著在靜電除塵與煙氣脫硫兩道工序之間會產生大量的熱能。如果能夠將這部分能量利用起來，重新用于硫銨/硝銨母液的蒸發，或者是再生氨水的蒸發等，可以顯著降低系統運行的能耗和成本[3]。為此，設計了能量綜合利用方案，具體如下：

首先計算煙氣、硫銨/硝銨母液和再生氨水的熱量，這里以煙氣熱量為例，已知煙氣需要從140 ℃換熱降溫為90 ℃，因此取其平均溫度115 ℃下的定壓熱容計算煙氣熱燮荷。在標準氣壓下、115 ℃下，煙氣中各組分的定壓熱容見表1。

表1 煙氣中各組分的比熱容

同理可求得硫銨/ 硝銨母液的熱燮荷為2 250 kW、氨水的熱燮荷為364.3 kW。對比來看，煙氣釋放出的熱量為2 977 kW，該值高于硫銨/硝銨母液蒸發接近所需熱量與氨水升溫所需熱量的和, 說明使用煙氣降溫產生的熱能滿足硫銨/硝銨母液蒸發與氨水加熱是可行的[4]。

2.2 換熱器換熱面積計算

2.2.1 蒸發器換熱面積計算

蒸發器內煙氣（熱物流）和溶液（冷物流）的參數見表2。

表2 蒸發器物流參數表

傳熱速率取8.1×106kg/h，即2 250.2 kW。進入到蒸發器的冷物流，溫度從最開始的91 ℃升高到100 ℃，此時液體發生汽化，變為氣態。此時換熱器的換熱面積由兩部分組成，具體計算如下：

分別求得S1為355.9 m2，S2為306.8 m2。則換熱器總的換熱面積S 為兩者之和，即662.7 m2。另外，在系統實際運行中，還必須考慮換熱器的安全問題，這里以安全系數為20%計算，則實際蒸發器的傳熱面積為622.7×（1+20%）=795.2 m2。

2.2.2 煙氣/氨水換熱器換熱面積計算

與蒸發器一樣，煙氣/氨水換熱器也有冷、熱兩種物流，其參數見表3。

表3 換熱器物流參數表

傳熱速率取1.312×106kJ/h，即364.3 kW。換熱面積的計算方式與上文大體相同，對數平均傳熱溫差（?tm）為：

由于該換熱器內的換熱形式為“氣- 液”換熱，此處取總換熱系數K=100 W/（m2·℃）計算，求出換熱面積（S）為：

同樣的，這里的安全系數取20%，則煙氣/氨水換熱器的傳熱面積為（1+20%）×390.5=468.6 m2。

3 蒸汽熱再生技術

本系統中失活的半焦經過多次的氨水再生后，其微孔中不可避免的會殘留一定量的硫銨、硝銨，并且隨著氨水再生次數的增多，半焦活性也會呈現出下降趨勢，其活性吸附能力與新鮮半焦的差距越來越大。這種情況下需要使用蒸汽熱再生技術，讓半焦完全恢復原來的催化性能。蒸汽熱再生工藝流程見圖2。

圖2 熱再生工藝流程

氨水再生后的半焦材料，從設備頂部的進料口投入，然后直接進入到熱再生爐中。利用熱再生爐內的傳動裝置，使半焦材料依次通過加熱段、冷卻段，最后從設備底部的排料口排出。在這一處理過程中，焦爐氣首先送入熱風爐中，在高溫環境下燃燒得到混合氣，然后將混合氣加壓、吸附、分離，得到1%的氧氣和15%的水蒸氣，兩者組成的混合氣在經過加熱段預熱后送入熱再生爐中。在壓力作用下，混合氣自上而下的移動，并且與半焦材料充分接觸，沖洗掉半焦材料微孔中的硫銨、硝銨。最后混合氣體從加熱段的上方開口處排出，進入到空冷器中降溫。混合氣體中的水蒸氣冷凝成為水滴，進入到出水槽中，其他氣體則經過循環泵重新回到熱風爐中，實現循環利用。再生后的半焦材料與補充的新鮮半焦材料混合換熱，經過篩分后即可得到完全恢復活性的半焦材料。

4 結論

改性半焦因其致密的微孔結構，可以作為煙氣脫硫脫硝的吸附劑和催化劑。因此本文基于半焦材料設計了干法煙氣脫硫脫硝系統。該系統將半焦材料置于固定床上，通入煙氣進行吸附、凈化。一段時間后，半焦材料的微孔中充滿了氮、硫等物質。此時再通過噴淋氨水等方式，實現對氮、硫的回收，經過蒸發后得到硫銨、硝銨等產物。同時，對于煙氣換熱過程中釋放出的多余能量，收集起來重新用于氨水加熱、硫銨/硝銨母液加熱，在節能降耗、燮制成本等方面也發揮了積極作用。