烟气循环流化床 (CFB－FGD)干法脱硫优化调整

陈 俩，石 洪，张 莹

(国网湖北省电力公司电力科学研究院，武汉 430077)

1 概述

火电厂排放的二氧化硫形成的酸雨已严重危害人类的生存环境，国家强制要求火电厂必须安装烟气脱硫装置。但是，受技术和经济等条件的限制，必须发展脱硫率高、系统可利用率高、流程简化、系统电耗低、投资和运行费用低的脱硫技术和工艺。在这种形势下，干法脱硫工艺应运而生。

作为干法烟气脱硫的一种主要工艺，循环流化床烟气脱硫 (CFB-FGD)以其流程简单、占地面积少、投资运行费用低、无需防腐、无脱硫废水等优点而倍受青睐［1］。

2 CFB-FGD干法脱硫工艺原理及工艺流程

CFB-FGD干法脱硫工艺与湿法脱硫工艺最大的区别就在于其所使用的脱硫剂是以干粉形态进入吸收塔，而非像湿法脱硫一样使用吸收剂的浆液进行脱硫。CFB-FGD基本工艺原理为:

来自锅炉的空气预热器出来的烟气温度一般120℃ ～180℃左右，通过一级除尘器，从底部进入吸收塔，在此处高温烟气与加入的吸收剂、循环脱硫灰充分预混合，进行初步的脱硫反应，然后通过吸收塔底部的文丘里管的加速，吸收剂、循环脱硫灰受到气流的冲击作用而悬浮起来，形成流化床，进行第二步充分的脱硫反应。在这一区域内流体处于激烈的湍动状态，循环流化床内的Ca/S值可达到40～50，颗粒与烟气之间具有很大的滑落速度，颗粒反应界面不断摩擦、碰撞更新，极大地强化了脱硫反应的传质与传热。

在文丘里出口扩管段设一套喷水装置，喷入的雾化水一是增湿颗粒表面，二是使烟温降至高于烟气露点20℃左右，创造了良好的脱硫反应温度，吸收剂在此与SO2充分反应。

净化后的含尘烟气从吸收塔顶部侧向排出，然后进入二级除尘器，再通过引风机排入烟囱。由于排烟温度高于露点温度20℃左右，因此烟气不需要再加热，同时整个系统无需任何的防腐［2］。

经除尘器捕集下来的固体颗粒，通过再循环系统，返回吸收塔继续反应，如此循环，多余的脱硫灰渣通过物料输送至灰仓，最后通过输送设备外排。

其工艺流程图如图1所示。

图1 CFB-FGD干法脱硫工艺流程图Fig.1 Process flow diagram of CFB-FGD

在CFB脱硫塔中，主要化学反应方程式如下:

3 CFB-FGD干法脱硫工艺的运行调节

海外某电厂1×350MW燃煤机组就是采用烟气循环流化床 (CFB-FGD)干法脱硫工艺，设计锅炉排烟温度115℃ ～127℃，脱硫入口烟尘浓度为105400mg/Nm3(标干，6%O2)，二氧化硫浓度为8092mg/Nm3(标干，6%O2)，设计脱硫效率为80%。其脱硫剂选用生石灰 (生石灰品质见表1)，通过消化器加水反应生成消石灰后进入吸收塔参与反应，脱硫副产物为干态脱硫灰。

表1 生石灰成分分析Tab.1 Chemical composition analysis of quick lime

为了实现脱硫系统优化运行，该电厂的CFBFGD干法脱硫工艺的系统控制和调节主要由吸收塔出口温度、床层压降和SO2排放浓度3个参数完成，分别对应调节吸收塔的喷水量、脱硫灰循环量以及消石灰的投加量。3个参数相互配合，达到脱硫的最佳工况条件，保证脱硫的效果。

3.1 通过控制吸收塔出口温度调节吸收塔的喷水量

监测脱硫塔的出口烟气温度，以此来调节喷水系统的开度和喷水量的大小，保持适当的AST值，使床温在各种负荷和工况条件下，烟气的酸露点温度始终保持在较高处，这样，吸收剂的活性最佳，能够较好地捕捉SO2，并发生化学反应，提高脱硫率。

吸收塔的出口温度要求较为严格，一般控制在70℃ ～80℃［3］，如果吸收塔出口温度过高，吸收塔喷水量将减小，脱硫效率将下降。如果吸收塔出口烟气温度过低，将靠近烟气的露点，有可能带来不良的影响，特别是烟气温度低于露点温度时，会造成水分蒸发不好，产生结露，在吸收塔、烟道、除尘器的内壁引起严重的结灰。

3.2 通过控制吸收塔床层压降调节脱硫灰的循环量

在CFB-FGD运行中，因为吸收塔床层压降与床层的粉尘负荷成正比，所以可以通过床层压降来控制脱硫灰的循环量，使脱硫灰的循环量和循环次数控制在设计范围之内，这样既可控制下游二级除尘器的入口尘浓度和烟囱排尘浓度，又可提高吸收剂的利用率，降低钙硫比。

而吸收塔的床层压降是通过调试初期的测试和计算得出的。在运行过程中，吸收塔的进出口所测的压降为总压降 (△Ptotal)，它应该为空塔压降(△Pemptypipe)和床层压降 (△Pbed)之和。空塔压降 (△Pemptypipe)为没有粉尘负荷时的压降，而床层压降 (△Pbed)为粉尘负荷所引起的压降。通过下式即可计算出床层压降 (△Pbed):

而空塔压降 (△Pemptypipe)与锅炉的负荷 (由烟气量Q来反应)的函数关系为Δpemptypipe=f(Q)=aQ2+bQ+c，式中系数a、b、c为常数，可通过FGD调试期间的测量值来确定。因为吸收塔的入口温度、压力是随着锅炉负荷 (烟气量)的变化而变化的，所以公式中的系数b、c不可能为0。在调试初期，停止脱硫灰循环系统、吸收剂加入系统，通过不断调整锅炉烟气量，记录给定的吸收塔烟气量所对应的吸收塔压降，记录范围在946577～1388313Nm3/h(标干)之间。将测试数据按如下示意图 (图2)做曲线，横坐标为风量Q，纵坐标为压降。

由于清洁烟气的循环，在锅炉负荷低于75%时，吸收塔的入口烟气量几乎为定值。因此在该范围内的空塔压降也可以认为是常数。

图2 CFB-FGD空塔压降测试示意图Fig.2 Test schematic diagram of FGD pressure drop without CFB

3.3 通过控制SO2排放量调节脱硫剂的投加量

监测SO2排放浓度，用于调节脱硫剂 (消石灰)的加入量。当锅炉燃煤硫份增加时，脱硫入口SO2浓度将上升，同时出口SO2排放浓度也将增大，这时就应加入更多的消石灰去吸收更多的SO2;相反当出口SO2排放浓度减小时，就应减少消石灰的投加量，使系统运行经济合理，降低成本。

控制这3个监测量及其相关的信号去调节各运行回路，使脱硫系统的运行达到最优化，这是干法脱硫工艺控制系统的基本要求。就控制的灵敏性、可靠性而言，由于该电厂CFB-FGD装置的吸收剂、水和脱硫灰的再循环是独立加入到脱硫塔的，这样就避免了3个控制量的互相牵连。3个控制回路能完全独立，各行其是，互不干扰。

当然，以上3个参数总是相互影响的，如何更好的进行协同调节，就是CFB-FGD干法脱硫工艺的优化调整的关键所在。

4 CFB-FGD干法脱硫工艺的优化调整

虽然增加脱硫剂的投加量可以提高脱硫效率，但是为了追寻脱硫效率，一味地大量投加脱硫剂显然是不现实的，也是不经济的。尤其是对于需从一千多公里外进口生石灰原料的该电厂来说，脱硫系统的经济运行更是不容忽视。

所谓干法脱硫工艺的优化调整就是通过对工艺中各项技术参数的不断调整，最终使得脱硫系统在保证脱硫效率的同时，脱硫剂的消耗量达到最低，即工艺性能和经济性能达到合理的平衡点。

生石灰消耗过大，脱硫运行成本过高一直困扰着电厂和设备厂商。如何在不影响脱硫效率的前提下，通过对脱硫工艺参数的调整，最大限度地降低生石灰消耗，就成为了问题的关键。通过对该厂CFB-FGD工艺中控制参数和控制回路的分析，调整重点放在了吸收塔进出口温差和床层压降上。

4.1 吸收塔进出口温差的调整

为了加快吸收塔内的脱硫反应，提高脱硫效率，CFB-FGD工艺中有一关键步骤就是在向吸收塔加入消石灰和再循环脱硫灰的同时，另有一路工艺水以雾化水的形式喷入吸收塔。喷入的水在吸收塔内经历了渗透、溶解和蒸发的过程。水分渗透在Ca(OH)2颗粒间形成液膜，一方面使气体分子在孔隙和产物层内的扩散转变为液相中的离子扩散，减小了扩散路径和阻力;另一方面颗粒表面的水分通过吸收溶解了SO2，SO2液态组分与Ca(OH)2离子态组分在消石灰液相组分中 (液膜)进行快速离子型化学反应。这就使得烟气中的SO2在被消石灰吸收的过程中，从气固传质形式换化为液相传质，大幅加快了SO2的吸收反应［4］。因此，系统中喷水量的多少直接关系到脱硫反应，影响脱硫效率。显然，吸收塔内喷入的水越多越有利于脱硫反应。

图3 吸收塔出口烟气温度与排尘浓度和消石灰消耗量变化趋势Fig.3 Variation trends of flue gas temperature at the outlet of absorber，dedusting density and lime consumption

该电厂脱硫系统通过跟踪吸收塔的出口烟气温度，来自动调节其喷水系统的开度和喷水量的大小。因此，只要将吸收塔出口烟气温度设定的目标值适当降低，就可以提高吸收塔的喷水量。

然而，吸收塔出口烟气温度设定的目标值也不能无限制地降低，因为吸收塔出口烟气温度过低，塔内喷入的水不能迅速蒸发，从而产生结露，给脱硫系统下游烟道的内壁带来粘壁和腐蚀的威胁。同时，由于脱硫灰中湿度的增大，其粘性也增强，不利于后续的除尘和排灰。通过反复试验发现，当吸收塔出口烟气温度低于69℃后，虽然消石灰的消耗量仍有降低的趋势，但是脱硫系统出口的排尘浓度却明显增大，如图3所示 (图中排尘浓度应考虑反馈时间上的滞后)。

吸收塔的喷水量除了受吸收塔出口温度的制约外，同时也受到吸收塔入口烟气温度的影响。因为随着锅炉排烟温度的提升，吸收塔入口烟气温度升高，导致吸收塔的出口烟温也跟着上升，喷水控制回路为了保持吸收塔出口烟温不变，就会相应地加大喷水量，所以吸收塔的喷水量实际上是受吸收塔进出口的烟气温差控制的。

因此，在考虑到要保证吸收塔出口烟温不能过低的前提下，采用提高吸收塔入口烟温的方法来增大吸收塔进出口烟温差。联系锅炉运行人员，适当地提高锅炉的排烟温度，从而使得加大吸收塔喷水量成为可能。同时，由于吸收塔进口的烟气温度较高，可以有效地保证喷入吸收塔内的所有水即时蒸干，从而有效避免了脱硫系统粘壁、腐蚀以及收尘除灰难等问题。

4.2 床层压降的调整

如前文所述，吸收塔床层压降的控制直接影响着脱硫灰的循环量。而干法脱硫由于吸收剂是以干态的形式进入吸收塔的，所以SO2的吸收反应远没有湿法脱硫快。因此，CFB－FGD的原理就通过脱硫灰的不断循环来提高单位吸收剂的反应时间，有效地充分利用吸收剂。脱硫灰的循环量多少直接关系到吸收剂是否反应充分，决定吸收剂的消耗量。只要提高吸收塔的床层压降，就可以增大脱硫灰的再循环量，从而提高单位吸收剂的反应时间，降低吸收剂的消耗量。

然而，床层压降的提升也是受各方面因素制约的，其中最主要的就是受烟气流速的影响。如果床层压降过高，脱硫灰循环量过多，现有的烟气流速不足以克服吸收塔内物料的阻力，吸收塔内就无法形成良好的流化床层，严重的甚至可能造成蹋床现象。

根据该厂锅炉风量较大 (设计值为113万Nm3/h，而实际测试值都在130万Nm3/h以上)的特点，把床层压降从原来的1.1kPa提升至1.2kPa，并不断观察吸收塔底部的排料情况，并未发现排料中有大量细灰存在，说明在1.2kPa的床层压降下，塔内流化状况良好。

5 优化调整前后效果对比及经济效益

在入炉煤质和吸收剂品质基本不变的前提下，通过对吸收塔进出口烟温降和床层压降的联合调整，该电厂脱硫系统的生石灰消耗有明显的降低。经统计计算，在机组满负荷运行状况下，钙硫比(Ca/S)从原来的1.72下降至1.46，生石灰消耗量从原来的36.6吨/小时降低至31.1吨/小时，每小时生石灰消耗减少5.5吨。具体运行参数见表2。

表2 CFB－FGD优化调整前后运行参数对比Tab.2 Running parameters comparison before and after the optimization and adjustment of CFB-FGD

该电厂的生石灰有一部分从国外进口，进口价格每吨约为250美元，折合人民币1625元/吨;另一部分从国内购买，折合人民币1415元/吨。按平均价格1520元/吨计算，设备年平均可用率以保证值98.5%计，则电厂每年的脱硫运行成本将节约:

1520元/吨 ×5.5吨/小时 ×24小时/天 ×360天/年 ×98.5%=71146944 元/年

6 结语

随着干法烟气脱硫工艺的普及，对其运行的稳定性、经济性的要求也将越来越高。如何根据各个电厂本身的特点，在不进行系统改造的前提下对运行参数进行优化调整，使脱硫系统更加经济、稳定的运行，这将是一个不断摸索和尝试的过程。

［1］薛建明，马果骏.烟气循环流化床脱硫工艺的技术经济分析［J］. 江苏电机工程，2003，22(7):11-14.

［2］彭 皓，陈健炜，黄再培.循环流化床干法烟气脱硫技术在临沂电厂的应用［J］. 能源工程，2008，(1):45-46.

［3］李忠华，柏 源.烟气循环流化床脱硫技术分析研究［J］.广东化工，2010，37(1):95-97.

［4］何大阔，王福利，李振中.循环流化床烟气脱硫效率的研究［J］. 动力工程，2005，25(4):582-586.