垃圾電廠脫酸塔臭氧脫硝工藝研究

李永華, 黃 濤

(華北電力大學 能源動力與機械工程學院,河北保定 071003)

隨著我國對污染治理力度的增加,垃圾焚燒電廠面臨巨大的環境治理壓力。SO2和NOx為常見污染物,會造成酸雨、霧霾和光化學煙霧等環境問題[1]。常規的污染物處理方法為濕法(石灰石-石膏法)脫硫和選擇性催化還原(SCR)脫硝[2-4],由于常規SCR技術中催化劑的反應溫度區間也是二噁英生成的溫度區間[5-6],而如果SCR技術采用低溫布置,需對煙氣進行再次加熱,運行成本較高[7],同時對低溫催化劑有較高的要求。對于治理NOx污染物,氧化脫硝技術是一種較好的選擇,而臭氧作為氧化劑是較優的選擇[8]。單一污染物的控制技術需要通過不同設備來實現,存在占地面積大、運行成本高以及系統結構復雜等缺點[9],因此有必要對氧化脫硝技術進行研究。

王藝璨[10]對氣氣混合器中導流板傾斜角度和板間無量綱高度進行了研究,分析了不同參數對混合器性能的影響;董敏[11]針對噴管噴射角度、支管上噴嘴數量及混合距離進行了研究,得出了較優的布置方案。馮哲愚等[12]對前置化的臭氧投加設備的角度進行了研究,發現適當減小臭氧與煙氣接觸的夾角可以提高氧化率。李曉靜等[13]發現在保證煙氣停留時間、入口NO質量濃度、煙溫不變的條件下,隨著O3/NO物質的量比的增加,O3對NO的氧化效率逐漸上升。王智化等[14]對臭氧的熱分解特性進行了研究。張佳[15]對煙氣中SO2濃度對NO氧化率的影響進行了研究,結果表明隨著煙氣中SO2初始濃度的增加,NO氧化率逐漸減小,但整體變化不大。Sun等[16]研究發現SO2很難與O3反應。根據以往研究可知,O3與NO的氧化反應過程極為迅速,僅需0.1 s[17]。

目前,針對臭氧氧化脫硝的研究較多,但基本是基于臭氧前置化氧化,后再對氧化產物進行吸收。筆者將臭氧噴射裝置設置在脫酸塔內部,采用數值模擬方法研究臭氧在脫酸塔內氧化NOx的過程,針對脫酸塔內溫度區間、臭氧管道及噴嘴的布置方式進行分析,并對比了不同布置方式下O3/NO質量流量比對氧化效率的影響,研究了臭氧主管道位置對氧化效果的影響,以期為臭氧投加設備的設計和NOx污染物氧化及控制提供借鑒。

1 工藝流程

臭氧氧化脫硝結合半干法吸收工藝流程見圖1。來自鍋爐垃圾焚燒的煙氣經預除塵器處理后從脫酸塔上部煙道入口進入,脫酸塔上方裝有漿液噴入裝置,消石灰被旋轉霧化噴入脫酸塔內,起到部分降溫和后續吸收的作用,經過噴水作用后,在合適的溫度區間內噴入臭氧,臭氧進入脫酸塔內進行氮氧化物(主要是NO)的氧化,臭氧脫除汞和二噁英的效率較高[18],同時SO2等多種酸性氧化物可被Ca(OH)2吸收,可以達到多種污染物同時被吸收的效果,最后生成的鹽類顆粒物和煙塵部分從脫酸塔下部排除,部分飛灰被布袋除塵器除去,可以滿足污染物的排放要求。

圖1 臭氧氧化脫硝工藝流程示意圖

臭氧氧化NOx的機理復雜,王智化[19]對反應機理進行了研究,認為其可分為65步,并通過實驗進行了驗證。根據相關文獻[14,20-21]的研究結果,結合現有的反應機理和實際工況,臭氧氧化主要考慮以下反應:

(1)

(2)

相關化學反應參數如表1所示。

表1 化學反應參數

2 模型建立及網格無關性驗證

采用SolidWorks進行物理建模,利用Workbench 19.2平臺完成模擬仿真工作。首先將幾何模型導入SpaceClaim進行體之間共享及各部分命名,進而將其導入Mesh中進行網格劃分,利用ICEM CFD軟件對網格進行優化處理,最后利用Fluent軟件進行數值計算,再利用CFD-Post對計算結果進行后處理。所選物理模型為某垃圾焚燒電廠所用的旋轉噴霧脫酸塔,對模型煙氣進口處進行一定程度的簡化。脫酸塔簡化結構如圖2所示,該模型總高為20.8 m,其中中部主體部分高10 m,下部結構高8 m。上部煙氣入口部分半徑為3 m,煙氣從上部圓周進氣;錐形上部分半徑為2 m,中部主體半徑為5 m;為了防止出口出現回流以及磨損現象,煙氣出口向內深入0.7 m,伸出部分長為2.3 m,半徑為0.8 m。為使煙氣有較強的旋轉效果,頂部設置8個導流板,同時外圈高出內圈0.3 m,使導流板結構輕微向內傾斜。

圖2 脫酸塔結構簡圖

對網格進行無關性驗證,網格數量對出口平均速度和進、出口平均壓降的影響如圖3所示。當網格數量為2 122 544時,繼續增加網格數量后出口平均速度改變量為0.35%,進、出口平均壓降改變量為5.1%,綜合考慮求解時間、精度以及網格生成難易后,選取網格數為2 122 544。

3 數值方法

3.1 數學模型

3.1.1 煙氣湍流模型

假設煙氣流動與傳熱過程為穩態,煙氣為不可壓縮黏性流體,湍流模型如下:

(3)

(4)

(5)

式中:ρ為煙氣密度,kg/m3;t為時間,s;ui、uj為不同方向的流體速度;μ為流體黏度,kg/(m·s);p為靜壓,Pa;δi為不同方向單位體積流體所受外力;δi,j為克羅內克符號;xi為方向坐標;T為溫度,K;cp為比定壓熱容,J/(kg·K);λ為導熱系數,W/(m·K);Sh為化學反應熱和其他體積熱源,取Sh=0。

3.1.2 Realizablek-ε模型控制方程

湍動能及湍動能耗散率方程如下:

Gk+Gb-ρε-YM+Sk

(6)

(7)

式中:k為湍流動能系數,m2/s2;ε為湍流動能耗散率,m3/s2;ν為運動黏度,m2/s;Gk為由平均速度梯度產生的湍動能;Gb為浮力產生的湍動能;YM為過度擴散產生的湍動能;Sk和Sε為用戶定義的參量;αk、αε分別為湍動能k和耗散率ε的相關常數,αk=1.0,αε=1.2;C1、C2為常量,C1=1.44,C2=1.9;C1ε和C2ε為模型常量;μt為湍流黏度。

3.1.3 液滴軌道模型

求解過程中使用DPM(Discrete Phase Model)模型以及顆粒隨機模型來模擬漿液的運動,假設漿滴為球形,只考慮來自煙氣對漿液的曳力和漿滴自身重力。漿滴所受作用力表達式如下:

(8)

3.1.4 組分輸運模型

煙氣中包含多種氣體成分,利用多組分輸運模型來表示氣體成分以及氣體之間的擴散運動。組分輸運即物質輸送,表示為系統內某種化學組分的時間變化率等于通過此系統界面的凈擴散流量與由反應產生的生成率之和。

(9)

式中:v為流體速度;wi為每種物質的質量分數;Ri為化學反應的產生凈速率;Si為額外產生的速率;Ji為每種物質的擴散通量,由濃度梯度產生。

(10)

式中:Sct為施密特數,取0.7;Di,m為混合物中第i種物質的擴散系數。

基于化學反應速率較快的特點,化學反應模型選擇體積反應中的有限速率/渦耗散模型。

3.2 邊界條件及求解方式

對于連續相(煙氣),煙氣進口為速度入口,出口邊界采用壓力出口,出口壓力為-300 Pa。對于離散相(漿液),離散相噴嘴采用壓力旋轉霧化模型,在Y=-4 m中心處向上噴射,與煙氣形成逆流效果,噴射壓力為1.2 MPa。噴水面設置在Y=-4.5 m處,水向下噴射。載臭氧氣體采用O3與O2的混合氣體,O3質量分數為10%。壁面設為絕熱無滑移壁面,內部壁面類型為Trap,出入口類型為Escape。煙氣組成參數以及入口煙氣、漿液、水以及臭氧參數分別如表2和表3所示。

表2 煙氣組成成分的參數

脫酸塔內煙氣流動為三維湍流且為旋轉狀態,因此采用針對旋轉、漩渦處理效果較好的Realizablek-ε模型。采用組分輸運模型容積反應中的有限速率/渦耗散模型,采用二階迎風格式對控制方程進行離散,收斂殘差取10-5,采用壓力與速度耦合的SIMPLE算法進行連續性方程和動量方程的耦合迭代求解。在歐拉坐標系下對連續場進行計算,結果收斂后在拉格朗日坐標系下采用DPM模型及顆粒隨機軌道模型對離散相進行計算,將連續相與離散相反復耦合,得到收斂值。

他說，我們會做錯事，會傷害人，正因為我們鮮活著。所謂問心無愧的人生并非沒有錯，而是，我們錯了之后，懂得正視，鮮血淋漓過后，新的細胞會修復過去的疤痕。

4 結果與分析

4.1 溫度場分析

當溫度超過150 ℃時O3會分解,且隨著溫度的升高,分解速度加快。因此,需找出適合噴射臭氧的位置,在不考慮化學反應的條件下,僅靠漿液對煙氣降溫達不到理想的效果,需要設置噴水來使煙氣溫度降低到合適范圍。在小噴水量下X=0 m截面處沿高度的溫度分布曲線如圖4所示。Z=-3 m、0 m和3 m是X=0截面上3條Z坐標等值線,可以看出噴水前塔內溫度在165 ℃左右,接近單純脫酸塔內溫度,噴水后溫度降至143 ℃左右,噴水量增大雖然能使溫度繼續降低,但考慮噴水量增大對脫硫的影響以及工程的實現程度,考慮臭氧分解作用,認為在Y=-5 m截面以下滿足反應條件。

圖4 X=0 m截面處沿高度方向的溫度分布曲線

4.2 臭氧管道及噴嘴布置對混合流場的影響

考慮到脫酸塔的空間大小,臭氧管道及噴嘴中央布置方案見圖5(a),主管直徑為500 mm,兩側各對稱分布7根支管,支管直徑為300 mm,支管長度為3 m,支管間距離為1 m,每根支管上等間距設置10個直徑為100 mm的噴嘴。臭氧管道及噴嘴貫穿布置見圖5(b),保持主、支管道和噴嘴尺寸以及支管間距離不變,將臭氧支管管道貫穿于脫酸塔內部,其支管由中央布置一側7根支管的分布變為一側9根支管的分布,噴嘴數量也隨之增加。2種方案均為臭氧主管兩端進氣,進氣速度均為3 m/s。

(a) 噴嘴中央布置

4.2.1 主管道位置和噴嘴方向

主管道位置和噴嘴方向會影響臭氧與煙氣的混合程度,基于中央布置方案研究了O3主管道位置和噴嘴方向的布置方式,包括管道布置在上部、噴嘴向下噴入以及管道布置在下部、噴嘴向上噴入。2種布置方式下X=0 m截面的O3質量分數分布以及O3與煙氣的混合流線如圖6所示。

(a) 管道在上、噴嘴向下噴入

從圖6可以看出,2種布置方式下臭氧噴出后主管兩側臭氧分布并不均勻,但能保證各噴嘴出口處均分布有臭氧,在煙氣的攜帶作用下臭氧逐漸均勻分布。第1種布置方式下有極少量臭氧氣體分布在管道上部,這是因為煙氣呈旋轉狀態,在內部會產生相對于周圍的低壓力區。從臭氧氣體與煙氣的混合流線分布可以看出,第2種布置方式會造成臭氧氣體在不合理溫度區間內分布較多。

由于煙氣具有旋轉向下的攜帶作用,盡管O3與NOx的氧化反應時間很短,為保證反應充分,另外實際脫酸塔底部有較多的灰渣和煙塵,這會在一定程度上影響反應的進行,相比于將管道設置在塔內靠下位置,將其設置在上部時混合效果更好。將噴嘴方向設置為向下時煙氣可以更好地被攜帶,向上噴入的臭氧混合氣體與煙氣形成逆流,進而對臭氧管道產生沖擊和磨損,對管道和混合效果會有一定的影響。綜合考慮,將臭氧管道設置在噴水面以下,即在Y=-5 m處噴嘴向下噴入臭氧。

4.2.2 支管及噴嘴數量

(a) O3質量分數

4.3 臭氧氧化對比分析

臭氧噴入量是影響NOx氧化效率的重要指標,在整個脫硝過程中NOx氧化過程很關鍵,故研究O3噴入量與氣體中NOx含量之間的關系尤為重要。采用NO進出口質量流量減幅作為衡量氧化效率的指標,選擇NO2進出口質量流量增幅作為氧化過程中的觀測量,NO氧化效率和NO2增加率計算方法分別如下:

(11)

(12)

式中:ηNO和ηNO2分別為NO氧化效率和進出口NO2增加率;qm,inlet,NO、qm,oulet,NO分別為進、出口NO的質量流量,kg/s;qm,inlet,NO2、qm,oulet,NO2分別為進、出口NO2的質量流量,kg/s。

如圖8所示,隨著O3/NO質量流量比增大,2種布置方案下NO出口質量流量均呈下降趨勢,降速均逐漸減小,但兩者的降速略有不同;在管道中央布置方式下NO2出口質量流量呈先增大后減小的趨勢,在質量流量比為2時達到最大,而在管道貫穿布置方式下NO2出口質量流量則比較穩定;2種方案下NO3出口質量流量均呈增大趨勢,但增速略有不同。結果表明,隨著O3噴入量的增加,前期O3主要用于氧化NO,導致NO2生成量增加,當O3噴入量過量時塔內NO含量較少而NO2含量較多,O3在對NO氧化的同時對NO2的氧化作用加強,NO3生成量增大。

圖8 不同布置方案下NO、NO2和NO3的出口質量流量

設定參數P為進出口NO2增加率的倒數,P=1/ηNO2。不同布置方案下P的變化如圖9所示,隨著O3/NO質量流量比增大,與管道貫穿布置相比,管道中央布置方案下NO2變化幅度較大,結果表明2種不同布置方案下NOx氧化過程中各成分之間轉化有所不同。

圖9 不同布置方案下P值變化

如圖10所示,隨著O3/NO質量流量比由1增大到3,在管道中央布置方式下NO氧化效率由38.12%提高到94.31%,在貫穿布置方式下NO氧化效率由38.66%提高到94.72%,NO氧化效率增速均呈先增大后減小的趨勢。這是因為隨著NO逐漸被氧化,塔內NO含量逐漸減小,此時提高O3噴入量對NO氧化的促進作用減弱。雖然提高O3噴入量可以提高NO氧化效率,但O3制備成本較高,要根據實際工藝來確定O3噴入量。

隨著O3/NO質量流量比的增大,在管道貫穿布置方案下NO氧化效率總體低于管道中央布置方案,此結果不考慮臭氧分解作用,而在O3/NO質量流量比達到最大時2種方案的NO氧化效率相差較小。如果考慮臭氧分解作用,由于貫穿布置方案下在不合適溫度區間臭氧分布較多,NO氧化效率會進一步降低;另外,臭氧管道對煙氣存在阻力作用,貫穿布置方式下管道較多,進而阻力增大,這會對煙氣流動造成一定的影響;由于貫穿布置方案中管道和噴嘴數量增加,因此投資成本增大。綜合考慮,脫酸塔內管道中央布置方案更優。

4.4 臭氧主管道位置對氧化效率的影響

考慮臭氧與煙氣的混合效果及停留時間,采用中央布置,將臭氧主管道分別布置在Y=-5.5 m、-6 m、-6.5 m、-7 m、-7.5 m和-8 m處,通過改變主管道在脫酸塔內高度上的位置來定性分析停留時間對臭氧氧化反應的影響,并與將臭氧管道布置在Y=-5 m處的NO氧化效率進行對比。各成分出口質量流量及NO氧化效率分別如圖11和圖12所示。

圖12 O3主管道位置對氧化效率的影響

從圖11可以看出,隨著O3主管道位置在脫酸塔內的下移,出口NO質量流量出現波動,而出口NO2質量流量整體呈增大趨勢,出口NO3質量流量先保持平穩后減小。這主要是由于煙氣進入塔內狀態不變,而O3混合氣體則是從不同位置進入,各成分出口質量流量表現出波動的原因是O3與煙氣的混合效果不同,另外氧化效果還與臭氧氣體在塔內的停留時間相關。

由于出口NO質量流量發生變化,NO氧化效率也出現波動。在Y=-5～-7.5 m的高度區間內,NO氧化效率為94%～96%,當臭氧主管道高度下降至Y=-8 m時,NO氧化效率降幅較大。這是因為各臭氧噴嘴出口在塔內下移幅度較大,距離脫酸塔出口較近,停留時間較短,且煙氣與臭氧混合較差。雖然隨著臭氧主管道位置的逐漸下移,NO2生成量增加,但為了保證氧化效率盡可能大,應盡量對NO進行氧化,因此不應繼續降低臭氧主管道。

5 結 論

(1) 在脫酸塔內,噴入0.2 kg/s的小水量后塔內溫度可以降低到臭氧快速分解的溫度以下,在此噴水面以下可以進行后續臭氧對NOx氧化反應的研究。

(2) 與臭氧管道布置在下方、噴嘴向上噴入方式相比,在臭氧管道布置在上方、噴嘴向下噴入方式下臭氧在塔內分布情況及其與煙氣的混合流場更優;管道貫穿布置方式下支管和噴嘴數量增加,臭氧在主管道兩側分布較為對稱,且在不合適溫度區間內臭氧分布較多。

(3) 隨著O3/NO質量流量比的增大,2種布置方案下出口NO質量流量持續下降,但趨勢均逐漸減緩,NO2質量流量的變化差異較大,而NO3質量流量一直呈增大趨勢,3種氮氧化物之間的生成和消耗存在一定的關系;隨著O3/NO質量流量比的增加,NO氧化效率提高,隨著臭氧量的繼續增加,其對NO氧化效率的作用減小。

(4) 隨著O3主管道位置的下移,由于O3與煙氣混合效果以及停留時間不同,因此NO氧化效率在一定范圍內呈波動狀態,但波動范圍不大,當管道下降幅度較大時NO氧化效率較差,應根據工程實際對臭氧主管道進行布置。