降低氨法脱硫气溶胶的研究

2021-01-09杨备战

化工设计通讯 2021年6期

关键词：氨法吸收塔气溶胶

杨备战

（神华榆林能源化工有限公司，陕西榆林 719302）

1 氨法脱硫运行现状

1.1 锅炉概况

某公司现用3台锅炉为四川川锅锅炉有限责任公司生产的高温、高压循环流化床锅炉，该锅炉采用单锅筒横置式自然循环、“水冷旋风分离器”、膜式壁炉膛前吊后支、全钢架Π型结构，室外布置。正常生产时，三台锅炉2开1备。单台锅炉主要工艺参数如下：

锅炉型号：CG180-9.80/540-MX 180t/h

额定蒸发量：180t/h（单台）

额定蒸汽压力：9.81MPa

额定蒸汽温度：540℃

额定蒸发量下的耗煤量：25t/h

给水温度：210℃

空预器进风温度：20℃

排烟温度：134℃

锅炉负荷性质：带基本负荷并可调峰

1.2 脱硫装置现有工艺

每台炉配套烟气氨法脱硫装置，来自锅炉引风机的烟气进入吸收塔，在吸收塔内经过三层浆液喷淋层，烟气温度从120℃降温到55℃，被浆液洗涤吸收SO2后，通过两层屋脊式除雾器分离雾滴，最后干净的烟气排出塔外，进入汇总烟道送到180m高混凝土烟囱。20%浓度的氨水在最下面两段喷淋浆液泵入口管道加入，控制浆液pH在5.5左右。

来自硫回收装置焚烧炉的尾气并入脱硫塔入口烟道，在脱硫塔内一同被处理。

在每层除雾器的前后分别布置了清洗喷嘴，清洗喷淋水将带走除雾器顺流面和逆流面上的固体颗粒，防止除雾器结垢，同时补充原烟气增湿带走的水分，以维持液池的液位。

经脱硫吸收后的浆液落入塔底的持液槽中，通过吸收塔循环泵将持液槽中的浆液送至塔上部的喷嘴层再喷淋脱硫。喷嘴采用碳化硅同心螺旋型雾化喷嘴。液-气比维持在2.5L/m3左右。

在吸收塔底部布置有氧化曝气器，将来自氧化风机的大量氧化空气细化成为比表面积极大的气泡，对循环液中的亚硫酸铵进行强制氧化，生成硫酸铵。

根据溶液中硫酸铵的浓度，达到一定值（约35%）后通过取出液泵排入浓缩进料槽。为防止固体沉降，吸收塔浆液池底部安装脉冲悬浮搅拌装置。

单台吸收塔的烟气处理量设计值为 257 159m3（标）/h，正常生产两台锅炉运行，两用一备。在设计工况下，脱硫塔入口烟气SO2小于2 000mg/m3，保证烟气出口SO2小于50mg/m3。

1.3 脱硫装置存在问题

目前脱硫塔入口烟气SO2在900mg/m3左右，尘含量在25mg/m3，脱硫塔出口烟气SO2在20～35mg/m3，满足脱硫超低排放要求，但脱硫塔出口烟气气溶胶含量在300～450mg/m3。经过分析，脱硫系统存在以下问题：

正常生产情况下锅炉运行负荷在75%，由于锅炉尾部烟道漏风严重，进入脱硫塔的烟气氧含量平均在9%左右，脱硫塔烟气量达到34万m3/h，远大于设计值，从而导致空塔气速也比2.9m/s设计值高，达到了4m/s，由此带来的问题是烟气浆液携带量增大，尤其是小于15μm的浆液颗粒，直接通过除雾器带到烟囱而排空。

脱硫塔设3层喷淋，2层除雾器，塔内不分区，三段吸收液均来自塔底持液槽经过氧化后的浓浆液，经检测，浆液亚硫酸盐不存在，只有硫酸盐，吸收能力仅仅依赖补充的游离氨提供。从而需要更大的喷淋量来满足吸收需求。上端喷淋浆液中吸收产生的亚硫酸（氢）铵与入口高温烟气接触后分解，产生的SO2及NH3进入气相中，加剧了上段喷淋层吸收负荷，造成部分SO2及NH3逃逸，在烟道中形成气溶胶（10μm以下的亚硫酸氢铵细微颗粒）的排放。

正常生产状态下，锅炉烟囱排烟因为气溶胶浓度很高，拖尾特别严重，尤其是在低温天气条件下较为明显，需要研究解决。

2 降低净烟气气溶胶的措施

2.1 降低气溶胶常规工艺路线分析

气溶胶是液体或固体的小质点分散并悬浮天空大气中形成的胶体分散体系。氨法脱硫形成的气溶胶组分为亚硫酸氢铵、硫酸铵[2]。从外观看，氨法脱硫中的氨逃逸、气溶胶，造成了锅炉烟囱的“气拖尾”现象，气溶胶颗粒的形成主要有两种途径：

（1）气态NH3从烟气夹带的脱硫液中挥发，与烟气中未脱除的SO2通过气相反应，生成亚硫酸氢铵、硫酸铵等[3]。

（2）吸收SO2后的脱硫液滴被烟气携带出，由于蒸发、烟气气体流速过快等作用，析出亚硫酸氢铵、硫酸铵等固体颗粒。

在工业实际运行中，影响烟气气溶胶的主要因素包括：

（1）烟气中SO2浓度与NH3浓度。SO2与NH3浓度越高越易反应生成亚硫酸氢铵、硫酸铵颗粒。

（2）空塔气速。气速过高易造成气体带液形成氨逃逸。

（3）吸收段烟气温度。温度大于70℃时脱硫液中的亚硫酸氢铵分解为NH3与SO2，同时在碱性环境中亚硫酸氢铵会加速分解。

（4）排出净烟气温度。当温度＜30℃时极易生成0.07-0.7μm的亚硫酸铵，温度大于45℃时，可以有效地控制气溶胶的产生。所以氨法脱硫工艺要求排烟温度要控制在45～50℃进行操作。

（5）脱硫液pH。脱硫净烟气中气溶胶浓度随脱硫液 pH升高而增大，特别是当pH高于6.5时尤为显著。脱硫液 pH较高时，易挥发逸出NH3。

（6）脱硫液浓度。脱硫剂浓度较高的脱硫液滴易蒸发析出气溶胶微粒，且易造成逸出NH3，一般控制在4%。

（7）脱硫液温度。脱硫净烟气中气溶胶浓度随脱硫液温度升高而增加。脱硫液温度升高易挥发逸出NH3；此外，较高的脱硫液温度易造成吸收了SO2后的脱硫液滴在高温烟气中蒸发析出固态晶粒，生成气溶胶。

（8）液气比。在其他操作条件相同情况下，气溶胶排放量随液气比升高而明显增加。液气比的增加一方面使脱硫液中挥发进入气相的NH3量增多；另一方面，脱硫塔内及随烟气携带出的雾滴量均随之增加，从而在高温烟气及大气环境中蒸发析出固态晶粒明显增多，造成气溶胶生成量极大提高。

（9）烟气SO3含量。实际燃煤烟气中不仅含SO2，还有少量SO3，主要以硫酸雾形式存在，易与脱硫液中挥发逸出的NH3反应生成（NH4）2SO4、NH4HSO4等气溶胶颗粒，使烟气中细颗粒物浓度明显增加。少量SO3即可导致大量气溶胶颗粒生成，其影响程度远高于SO2。

（10）脱硫塔结构。运行工况参数相近时，塔内加装填料、筛板，气溶胶排放浓度均低于喷淋空塔。这与以下两方面因素有关：一是脱硫塔内雾滴量有所减少，烟气夹带的雾滴量也随之降低；二是塔内加装填料或筛板后气液接触性能改善，在达到同样脱硫效率下可采用较低的液气比。

要降低脱硫塔出口的气溶胶浓度，常规做法是进行脱硫系统的系统改造，从喷淋系统流程设计、提高除雾器效率、增加湿式电除尘等多方面综合考虑，可采取以下措施：

（1）对脱硫塔进行工艺优化，改造目前不分级吸收流程为三级吸收，各级之间浆液进行隔离，控制不同的pH、浆液密度，控制第三级喷淋层以较低的pH，较低的浆液密度，降低烟气离开吸收区氨的逃逸量；塔内氧化改为塔外氧化，提高氧化率；设置烟气预洗塔，氧化后的浆液在预洗塔中降低烟气温度，同时被浓缩达到结晶浓度取出。

（2）改造目前脱硫塔普通屋脊式除雾器为高效、多级除雾器，除雾器之间增设气溶胶相变凝聚设施，增大胶体颗粒直径，从而降低净烟气中的气溶胶浓度。

（3）湿式电除尘器布置在氨法脱硫系统之后，作为烟气排放末端气溶胶和烟尘控制系统的最终精处理技术装备，是能达到接近零排放的最有效的方法之一，在湿式电除尘器里，多场作用与相变、团聚等机理，共同促进PM2.5微粒高效凝并“长大”，实现高效脱除，对PM2.5的去除效率高达90%以上。

以上方案是有效的，但存在的问题也是明显的，不适于现有装置的改造。主要表现在：

（1）已建成脱硫装置区没有足够空间增加氧化槽、预洗塔、配套循环泵。

（2）原有脱硫塔高度不够，分级和改造除雾器需要增加15m左右的高度，施工难度大，工期长，安全风险巨大，不能满足生产需要；

（3）相变凝聚是采用管束式冷却器对烟气进行降温，增加烟气饱和度，从而达到气溶胶颗粒增大的目的，但凝聚程度受过饱和度控制，烟气量巨大，即使冷却烟气2～3℃，所需冷却量已经很大，需要庞大的冷却面积和配套循环冷却装置，增加了系统复杂程度，同时凝聚增径贡献的气溶胶脱除率不高，最多20%左右。不能根本改变气溶胶大量携带到烟气中的情况。也有采用超声波凝聚功能，但运行情况并不理想，主要是除雾效率提高不明显，额外增加电耗。

（4）目前普遍采用湿电除尘方案主要应用于电厂石灰石石膏脱硫工艺末端，应用于氨法脱硫末端运行业绩很少。河南心连心化肥和陕西长青能源烟气总排烟尘浓度5mg以下，但烟气拖尾仍然较长，由此可以认为，湿电在大颗粒烟尘脱除有很高的效率，主要是石膏法脱硫后烟气颗粒物较大，50～110μm，较易除去，而氨法脱硫烟气颗粒物由于存在大量气溶胶的和浆液雾滴等细小颗粒，一般直径小于1μm，较难除去。湿电除尘烟气流速不能过高，否则电场对粒子的吸附力小于颗粒随气流流动动量时，除尘能力会下降。要达到对0.1μm以下的气溶胶颗粒较高的去除率，必定要大幅度增加电场面积。同时存在铵盐结晶影响湿电运行的问题。

2.2 降低气溶胶新工艺的探索

基于以上工艺分析和现有脱硫装置运行分析，对于没有分级的氨法工艺后烟气气溶胶浓度高问题，可采取在下游增加水洗塔并辅助一些必要的技术措施进行改造，达到有效降低烟气气溶胶的目的。

为此，对脱硫后烟气进行了化验分析，结果表明，脱硫塔脱硫能力完全满足超低排放标准，尘含量略高，在20mg/m3左右，铵盐浓度在400mg/m3左右，因此确定了在脱硫塔后汇总烟道上增加水洗塔去除气溶胶的工艺路线。

2.3 工艺方案设计

2.3.1 工艺设计基本原则的确定

不改变原吸收塔功能，仅在吸收塔后新建烟尘水洗除雾塔，水洗除雾塔采用除雾效果优秀的填料塔。

鉴于原有脱硫塔第三级喷淋吸收层直接承担高温烟气的降温功能，从而导致浆液中氨逃逸和亚硫酸铵的分解问题，在原三台脱硫塔入口烟道增设降温喷嘴，控制烟气入塔温度小于85℃。

在烟气汇总烟道进入水洗塔前烟道上设置增湿混合室，喷入适量低压蒸汽，低压蒸汽喷入后，烟气达到过饱和状态，过量蒸汽在气溶胶颗粒上凝聚长大，更易于被填料层水溶液吸收溶解。

水洗塔填料吸收段分为两段，烟气在进入水洗塔后，在填料层与洗涤液逆流接触，气溶胶和烟尘被洗涤，离开填料层的烟气经过塔顶高效除雾器后，通过烟道进入烟囱排放。

两端洗涤水分别进行循环洗涤，控制不同的溶液比重，最上层控制较低的比重，确保烟气夹带的洗涤液中气溶胶颗粒足够低。

2.3.2 主要工艺技术参数设计

增湿蒸汽采用全厂蒸汽管网0.7MPa低压蒸汽经过减温减压器减压至0.2bar，通过流量计计量，加入量为0.02kg/m3烟气。

净化塔空塔气流速：3m/s

填料洗涤喷淋密度：1.2L/m3

填料层：规整格栅填料，高2m

除雾器：两层层屋脊式除雾器，一层丝网除雾器（0.3m高）

总压降控制在1 200Pa

一段喷淋液比重控制小于1.05，为满足比重控制指标，工艺上可以采取连续取出，送入原脱硫塔二级泵出口。洗涤液排出量应为2.4t/h，也可在脱硫塔采出后补液室一次性排放到脱硫塔。

2.3.3 工艺改造后的效果

经过工艺改造后，脱硫塔入口进行喷淋降温约20℃，塔出口总尘含量会降低约20%，入口温度降低到85℃，烟气出塔总尘降低到280mg/m3；再通过填料的高效溶解和吸收，离开填料层的烟气洗涤效率提高到95%，包括气溶胶在内的烟气尘含量降低到约14mg/m3；最后经过高效除雾器除雾，最终烟气净化后总尘含量小于10mg/m3。