顆粒物控制技術在氨法脫硫超低排放中的應用

陳文華，鄭俊杰，徐承亮

（浙江天地環保科技股份有限公司，杭州 310013）

近年來，國家環保要求日益嚴格。2014 年9月，國家發改委、環保部、能源局聯合頒發的《煤電節能減排升級與改造行動計劃（2014－2020）》要求新建燃煤發電機組大氣污染物排放濃度基本實現超低排放（即在基準氧質量分數6%條件下，煙塵、二氧化硫、氮氧化物排放的質量濃度分別不高于10、35、50 mg/m3）[1]。此后超低排放相繼在全國推廣。

在火電廠煙氣治理中，氨法脫硫因其工藝成熟、占地面積小、脫硫效率高等優點，在國內外得到廣泛應用，然而，其工藝的特殊性，使脫硫過程中不可避免的產生硫酸銨氣溶膠和硫酸銨細微顆粒，導致吸收塔出口顆粒物含量增加，煙塵排放含量難以滿足超低排放標準。因此，氨法脫硫超低排放的關鍵在于控制顆粒物排放含量。

1 顆粒物控制技術

所述顆粒物指煙氣中未脫除的煙塵、煙氣所攜帶液滴中的溶解鹽（硫銨）以及氨法脫硫過程中所產生的氣溶膠等物質的總和，即通常所稱的總塵。針對氨法脫硫工藝中的顆粒物排放問題，已有大量實踐研究，控制氨法脫硫顆粒物含量的措施主要包括3方面：選擇合適的工藝參數、優化吸收塔內部結構和增加濕式電除塵設備。

1.1 選擇合適的工藝參數

在氨法脫硫工藝中，氣溶膠的生成主要是由于氣相中的NH3與SO2或SO3反應生成亞硫酸氨和硫酸銨，因而如何降低氨逃逸是控制氣溶膠形成的關鍵[2]。

根據氨水的氣液平衡數據可知，吸收液含量和溫度越高時，氨氣逃逸量越大，而液氣比是影響吸收液含量和溫度的關鍵，因而選擇合適的液氣比可以在源頭減少氣溶膠的生成。在實際應用中，相同條件下，液氣比越大，氨逃逸量越小。但液氣比的增加，會導致能耗增加，所以應該綜合考慮，選擇合適的液氣比[3]。

氨法脫硫中生成的亞硫酸銨和亞硫酸氫銨都是不穩定化合物，容易發生逆反應，再次生成二氧化硫和氨，導致氨逃逸增加。因此采取合適的氧化方式，使漿液充分氧化，可以在一定程度上降低氨逃逸量。在保證充分的氧化風量前提下，精確計算風機壓頭，實現亞硫酸鈉和亞硫酸氫銨的充分氧化[4]。

選擇合理的加氨位置，可以減少游離氨含量，降低氨逃逸量。相比于直接向脫硫塔加氨，在循環泵入口加氨具有2點優勢：一是保證溶液均勻性，同時使亞硫酸氫銨提前轉化為亞硫酸銨，提高脫硫效率；二是有利于降低漿液的pH[3]。

1.2 優化吸收塔內部結構

在脫硫塔內部設置多級吸收段、水洗段、除霧器，可以有效捕集逃逸氨和氣溶膠，降低出口顆粒物含量[5]。最上層吸收段采用不加氨噴淋液，進行剩余SO2的吸收，同時還可以實現逃逸氨的捕集；水洗段，采用清水噴淋，實現對吸收段出口液滴中硫酸銨可溶鹽洗滌和對逃逸氨的進一步捕集；除霧器，可以減少吸收段出口凈煙氣中液滴攜帶量，降低可溶解性銨鹽、硫酸鹽和氣溶膠的排放。

煙氣溫度和脫硫塔入口SO3的含量也會大大影響脫硫塔出口顆粒物含量[6]。可以通過在脫硫塔入口設計噴淋層來降低煙氣溫度并吸收SO3，從而避免硫酸銨和氣溶膠的生成。肖育軍等發明了1種氨法脫硫工藝與系統，在脫硫塔入口設立噴淋層，表明吸收塔漿液蒸發是脫硫塔出口硫酸銨含量增加的主導因素，通過對煙氣預降溫可以有效控制生成的硫酸銨含量，并且隨著漿液含固量的增加，入口噴淋對減少脫硫出口硫酸銨含量的效果呈快速上升趨勢[7]。

1.3 增加濕式電除塵設備

濕式電除塵器是利用高壓直流電使煙氣顆粒物荷電，并在電場驅動下使其加速沉降于沉降極（陽極）表面以除去煙氣中塵霧的設備。濕式電除塵器具有除塵效率高、操作簡單、能耗小、無二次揚塵、可工作于煙氣露點溫度以下、結構緊湊、設計形式多樣化等優點[8-9]。

隨著燃煤電廠超低排放全面推廣，濕式電除塵器在顆粒物控制方面體現出良好的優勢。杜振等通過對26 臺超低排放機組濕式電除塵器進出口顆粒物排放情況進行測試，得到當濕式電除塵器入口顆粒物的質量濃度為20～90 mg/m3時，顆粒物脫除效率為85%～90%，出口顆粒物的質量濃度均在10 mg/m3以下[10]。趙磊等采用DPI細顆粒采樣儀對某300 MW燃煤機組濕式電除塵器的進出口煙塵進行測試，結果發現，煙塵出口質量濃度為1.8 mg/m3，脫除效率達到88%以上，其中PM2.5 的脫除效率穩定在75%以上[11]。

2 工程應用

2.1 工程概況

新疆某煤化工公司2×103m3/a煤制天然氣項目熱電裝置1#～4#機組4臺4×480 t/h鍋爐煙氣脫硫采用氨-硫酸銨法脫硫工藝，按一爐一塔方案設計。因化工區酸性氣體入爐摻燒后，脫硫塔入口煙氣中SO2含量高于原設計量，故擬對現有4臺鍋爐進行脫硫、除塵超低排放增容改造。要求增容改造完成后，在設計工況下全煙量、全時段的保證脫硫效率不低于99.4%，脫硫后煙氣中SO2的質量濃度≤30 mg/m3（標準狀態，干基，氧的質量分數6%）、總塵（包括硫銨鹽等）的質量濃度不高于5 mg/m3（標準狀態，干基，氧的質量分數6%）。氨逃逸的質量濃度小時平均應低于3 mg/m3，氨回收率大于98%。

按照熱電鍋爐實際燃燒煤種及考慮到燃煤波動較大，增容改造工程按校核煤種設計。入口煙氣參數如表1所示。

表1 脫硫塔入口煙氣設計參數Tab 1 Design parameters of flue gas at inlet of thionizer

2.2 工程設計

1#、4#機組采用一爐一塔的方案，新建2 座吸收塔，每座吸收塔處理的煙氣量為每臺鍋爐煙氣量的100%煙氣量（包括1/3 化工區酸性氣入爐摻燒量）。

2#、3#機組采用一爐兩塔的方案，利舊改造原有4座吸收塔，每座吸收塔處理的煙氣量為每臺鍋爐煙氣量的50%（包括1/6化工區酸性氣入爐摻燒量）。原4座吸收塔進行局部改造。

重點討論1#、4#機組新建吸收塔脫硫系統對顆粒物的脫除情況。

2.3 工藝流程

新建吸收塔脫硫系統的工藝流程如圖1所示。

圖1 新建吸收塔脫硫系統的工藝流程Fig 1 Process flow of new absorption tower desulfurization system

從1#、4#機組引風機出來的煙氣分別進入對應的新建5#、6#吸收塔。吸收塔采用逆流式，碳鋼結構，鱗片防腐，每座吸收塔內部自下而上布置分別為濃縮結晶段，硫銨副線噴淋層，一級吸收段，三級吸收段，吸收段除霧器層，水洗段，水洗段除霧器層，在塔內脫除SO2后進入1#、4#濕式靜電除塵器，最終進入煙囪排放。

2.4 運行效果

該工程投運后煙塵排放含量部分數據如圖2所示。

圖2 改造前后濕式電除塵器煙塵的排放含量Fig 2 The dust emission content of wet electrostatic precipitator before and after modification

從圖2可以看出，改造之前煙塵含量排放達標率較低，只有20%測試數據在標準排放含量之下。改造后，排放煙塵的質量濃度均在5 mg/m3之下，說明優化吸收塔操作參數和內部結構，和增加濕式電除塵器的耦合措施，對顆粒物的含量控制具有良好的效果。

3 結 語

對4 臺4×480 t/h 鍋爐的煙氣氨-硫酸銨法脫硫工藝，通過優化加氨方式，增大液氣比、降低吸收塔pH，在吸收塔增設水洗段、水洗段除霧器層以及在吸收塔出口增設濕式電除塵器，進行脫硫、除塵超低排放增容改造，有效降低了煙塵排放含量。改造之后排放煙塵的質量濃度均在5 mg/m3之下，滿足超低排放標準。

隨著超低排放技術的全面推廣和氨法脫硫技術的發展，顆粒物排放問題正在得到有效的解決。無論從工藝系統還是設備結構，或增加新設備角度，都有行之有效的措施可以減少顆粒物排放含量，但這些控制措施都會在一定程度上增加能耗和設備投資，如何降低顆粒物控制成本，仍然是氨法脫硫工藝亟需解決的問題。