氨法脱硫烟气拖尾的成因分析及解决思路

2022-03-08张国平

云南化工 2022年1期

关键词：氨法电除尘器硫酸铵

韩微，张国平

(呼伦贝尔金新化工有限公司，内蒙古呼伦贝尔 021506)

1 概述

呼伦贝尔金新化工有限公司氨法脱硫装置于2012年正式投入运行，采用三炉一塔的运行模式，设计烟气量 909107 m3/h，该系统运行至今已有7年时间。脱硫装置设计参数见表1。

表1 金新化工现有脱硫装置设计参数

随着国家对环保要求越来越高，排放指标越来越低。近年来,为了控制SO2排放指标，造成了严重的烟气拖尾现象。为满足日益严格的环保要求，氨法脱硫技术已经由第一代氨法脱硫技术升级到目前的第三代氨法脱硫技术。本文针对呼伦贝尔金新化工有限公司氨法脱硫系统烟气拖尾的成因进行研究与分析，并提出解决烟气拖尾的改造思路，为下一步备用脱硫塔升级改造提供思路。

2 氨法脱硫烟气拖尾的成因分析及控制

造成氨法脱硫烟气拖尾的主要原因是脱硫后排放的湿烟气中携带了大量的固体颗粒物。固体颗粒物在湿烟气排入大气后随着水分扩散进入大气，固体颗粒物最后原形毕露，造成烟气拖尾现象。

要消除、控制氨法脱硫的拖尾现象，需针对排放烟气中的固体颗粒物产生的原因，采取针对性措施抑制或破坏各组分产生的条件，达到降低排放烟气固体颗粒物的目的，才能从根本上消除拖尾现象。

金新化工产生烟气拖尾的主要因素为：机械粉尘、氨逃逸、气溶胶、二次生成盐造成的烟气拖尾。通过充分分析氨法脱硫烟囱排放气体的颗粒物组分，同时分析各组分产生的原因，采取针对性措施或破坏各组分产生的条件，达到降低排放烟气中固体颗粒物量的目的，消除烟气拖尾。

2.1 粉尘的产生及控制

携带有粉尘的烟气进入氨法脱硫系统，经浓缩降温喷淋、SO2吸收喷淋等多层喷淋洗涤后，大颗粒的粉尘被洗涤下来进入氨法脱硫系统循环液中，最后随硫酸铵产品带出系统，但微米级超细颗粒很难被洗涤脱除，最终随着烟气从烟囱排入大气形成拖尾。

金新化工配套3台 240 t/h 循环流化床锅炉，原设计锅炉烟气经过静电除尘设备处理后烟气粉尘含量<50 mg/m3。目前因静电除尘设备效率未达到设计效率，造成经过静电除尘器后进入氨法脱硫系统的粉尘含量在80～120 mg/m3，远远超过脱硫系统的设计运行参数。粉尘在氨法脱硫系统经喷淋洗涤后，粉尘最大去除效率可达80%，而剩余20%的粉尘将不能被喷淋洗涤去除。这部分粉尘颗粒，只能采取如下措施进行最大化的去除、削弱：

1)在SO2脱除反应后设置洗涤净化系统；2)强化除雾净化段功能，提升除雾器效率；3)在氨法脱硫系统后增加湿式电除尘器。

2018年，技改新增一台湿式电除尘器，投用后净烟气排放指标明显降低。技改前后净烟气粉尘排放指标分别见表2、表3。

表2 未增加湿式电除尘器前

表3 增加湿式电除尘器后

2.2 溶解盐的产生及控制

氨法脱硫属于湿法脱硫工艺，脱硫后的烟气为饱和湿烟气，排放的净化湿烟气中含有气态水和液态水。由于氨法脱硫系统中的氨、硫酸铵、亚硫酸铵等都是极易溶于水的物质，饱和的湿烟气中携带的雾滴、液态水会溶解氨和硫酸盐等物质。

要控制烟气排放中携带的这类溶解盐，最有效的方法是降低烟气携带液滴的量和液滴中溶解盐的浓度这两种方法：1)在原脱硫系统增加清水洗涤净化段，降低烟气中溶解盐的浓度；2)将原平板除雾器更换为高效除雾器，降低烟气雾滴含量。

2.3 气溶胶的产生及控制

氨法脱硫工艺气溶胶的产生主要是由气态的SO2和NH3反应生成的单晶体微米级亚硫酸盐。在高温条件下水分被蒸干，单晶体失去可溶解的水、晶体增大等条件形成的气溶胶。气溶胶一旦形成后，很难利用一般技术将其捕捉、去除，最终气溶胶随烟气进入大气后形成烟气拖尾。

氨法脱硫工艺的主要物料为NH3、亚硫酸铵(NH4)2SO3、硫酸铵(NH4)2SO4等。其中，亚硫酸铵(NH4)2SO3遇高温会发生分解生产SO2和NH3，一般在75℃分解较严重，再经过二次反应生成气溶胶。NH3在高温条件下易挥发，逃逸大，在烟气排放过程中会生产气溶胶，形成二次污染。

要控制氨法脱硫系统中气溶胶的产生，首先要抑制氨的挥发，减少气态NH3的产生，其次要杜绝在高温条件下SO2和NH3同时存在的情况发生，杜绝单晶亚硫酸盐、硫酸盐的反应生成。将脱硫塔浓缩段循环区、SO2吸收区、吸收净化区等不同功能单元，根据不同温度工况及功能要求控制不同物料成分及工艺参数，使降温浓缩和吸收净化效率达到最高，杜绝气溶胶二次污染物的产生。

1)浓缩降温区

浓缩降温区是高温区，选择不分解的硫酸铵(NH4)2SO4溶液做为浓缩循环浆液来洗涤烟气，杜绝用含NH3、(NH4)2SO3的溶液接触高温烟气。

针对金新化工目前氨法脱硫工艺系统，要保证吸収段较高的氧化率，杜绝进入浓缩循环浆液中含有NH3、(NH4)2SO3。根据表4看出，目前金新化工氨法脱硫系统氧化段氧化率基本满足要求。

表4 现有装置氧化率

金新化工脱硫系统浓缩循环喷淋管上共布置有37个碳化硅空心锥喷头，循环浆液进入喷头后呈伞状向下喷洒与烟气接触换热，因烟气流速快，伞状喷洒下来的循环浆液较轻，易造成浓缩段浆液被携带到吸収段，造成氧化段比重升高，影响脱硫系统的正常运行。2017年9月，对浓缩循环喷淋系统进行了改造，保留原塔壁附近的19个喷头，将内部其余18个空心锥伞状喷洒点进行封堵，在封堵喷头的支管下部开 50 mm 圆孔，将伞状喷洒改造成柱状喷洒，具体改造前后图示见图1。

图1 浓缩循环喷淋改造前/后图示

浓缩循环改造后，虽然解决了浓缩段浆液被携带到吸収段，造成氧化段比重升高的问题，但也造成了浓缩段洗涤降温效果大不如改造前。改造前浓缩段塔壁温度三点偏差很小，平均在 60 ℃ 左右，而改造后浓缩段塔壁温度三点温度偏差很大，最低点温度 60 ℃ 左右，最高点温度在 100 ℃ 左右，使得烟气未能在浓缩降温区充分降温，对SO2吸收区带来一定的影响。

要对浓缩段循环喷淋系统重新布置，设计合理的喷淋量，杜绝在浓缩段形成烟气短路，烟气降温不充分、不均匀问题。

2)SO2吸收区

SO2吸收区是洗涤降温后的功能区域，该区域烟气已经被硫酸铵浆液循环洗涤降温，但因前期改造带来的烟气降温不充分，导致在该区域亚硫酸盐分解加剧，氨挥发增加，系统氨逃逸增加。

浓缩循环喷淋改造虽然解决了前期脱硫稳定运行的问题，但也是造成目前烟气拖尾现象的原因之一。

气溶胶产生的控制措施：工艺上最好采用分槽控制工艺；确保较高的氧化率；洗涤降温必须要彻底，避免烟气进入吸收区温度未降到最低。

2.4 二次生成盐的产生及控制

氨法脱硫装置吸收喷淋后，排放烟气中存在未被完全脱出的SO2和系统逃逸的NH3。在排放过程中，两者会发生二次化学反应，生成亚硫酸盐，在氧气充足的条件，特别是光照条件下，将进一步促进硫酸盐的生成，排放过程中产生的二次生成盐在大气中形成烟气拖尾。

因浓缩循环喷淋改造带来的进入吸収区烟气温度的升高，加上吸收区浆液的pH较高，造成烟气中逃逸的NH3浓度及SO2浓度增加，使得二次生成的盐较多。

二次生成盐的控制措施：吸收液低pH运行，控制氨逃逸量，这就需要提高脱硫吸收区域的液气比来实现；提高吸收区域的吸收效率，控制排放过程中SO2的浓度；强化清水洗涤净化，用大量的干净水洗涤排放烟气中的SO2、NH3、亚硫酸盐、硫酸盐。

3 现有氨法脱硫装置存在的问题分析

3.1 吸收塔内烟气流速过高

塔径φ11 m，实际进塔烟气量 909107 m3/h，塔内烟气 80 ℃，核算脱硫塔内烟气流速为：

现有脱硫塔内烟气流速较高，较高的烟气流速会加剧烟气携带液滴的量，造成排放烟气的雾滴含量增加，同时还降低了烟气在脱硫塔内降温、SO2吸收等相关环节的停留时间，不仅影响降温及吸收效果，同时还给除雾器带来了巨大压力，使除雾效果变差。

针对解决烟气拖尾问题，吸收塔空塔气速最佳应控制在 2.5 m/s 左右，可以提高吸收效率和塔内停留时间，降低气液夹带，对烟气系统的阻力也将降低。

3.2 吸收液气比偏小

目前有SO2吸收循环泵(一级循环泵)Q=500 m3/h 四台，实际运行3开1备。计算液气比为：

吸收液气比过低，总体体现在吸收循环液喷淋量的不足，在保证合理的运行pH时，对吸收循环液中的SO2反应所需的脱硫剂供给量不足，脱硫效率不能保证，SO2排放浓度较高。

实际运行中，如果系统要保证脱硫效率，保证烟气排放的SO2浓度，则需要把吸收液控制在较高的pH条件下运行。这样就需要提高吸收液中的氨浓度，即提高pH值运行，目前吸收液pH值运行在6.0～6.7范围内。吸收液中的pH值越高，脱硫塔内气液两相氨浓度平衡将向着气相进行，烟气中的气态氨浓度越高，系统的氨逃逸量越高，二次生成盐的量也越多。

针对解决烟气拖尾问题，吸收液气比应控制在不低于 3.0 L/m3，这样会更好地控制SO2脱除效率，降低吸收液运行pH，提高氨的利用率，减少氨逃逸量。

3.3 浓缩循环段降温不足

2017年9月，浓缩循环段喷头改造后，浓缩段洗涤降温效果大不如改造前。改造后浓缩段塔壁温度三点温度偏差很大，最低点温度 60 ℃ 左右，最高点温度在 100 ℃ 左右，使得烟气未能在浓缩降温区充分降温。

浓缩循环液是硫酸铵溶液，由于氧化的硫酸铵(NH4)2SO4溶液中不可避免会含有亚硫酸铵(NH4)2SO3，亚硫酸铵在浓缩段将被分解成NH3和SO2，分解的NH3和SO2发生了二次化学反应再次生成了(NH4)2SO3，而产生的这类气溶胶很难被后续的喷淋系统捕捉下来，气溶胶随烟气排放到大气后，造成了烟气拖尾。

3.4 吸收段后无洗涤净化段

现有脱硫塔内设置三层SO2吸收喷淋层后即为一层厚度为 200 mm 板式填料和 400 mm 厚的平板式除雾器。该平板除雾器是脱硫装置早期选用的除雾器形式，除雾效果较差，易出现损坏和堵塞，除雾器堵塞后影响除雾器的效率，烟气携带的液滴量大。另外，除雾器的冲洗水系统采用的是PVC材质，在运行中易断裂造成除雾器冲洗不能达到要求，从而降低除雾器效率(图2、图3)，使得烟气排放到大气后，携带的溶解盐造成拖尾。

图2 原除雾器结垢图

图3 冲洗水管道断裂图

目前，随着超低排放项目的推广及要求的提高，超低项目大多选用除雾效果更好的屋脊式、管式除雾器或者屋脊式加丝网除雾器的组合除雾器。

3.5 入塔烟气温度高

设计进入脱硫系统的烟气温度为 147 ℃，因锅炉系统问题，导致进入脱硫系统的烟气温度一直远远超过其设计值，进入塔内浓缩段的温度达160～170 ℃，增加了浓缩循环段降温的负荷。

4 脱硫系统升级改造的思路及内容

4.1 升级改造思路

1) 解决塔内洗涤降温不彻底引起的高温分解、氨挥发，以及气速高气液携带问题。

2)增加吸收循环喷淋量，提高液气比，达到高效吸收，解决高pH值运行时引起的氨逃逸。

3) 增加脱硫后洗涤净化系统，升级改造除雾功能，更换高效除雾器，解决烟气排放带盐多的问题。

4)调整塔内各单元结构布置，提升效率，全面降低排放烟气携带的固体颗粒物，改善现有装置拖尾问题。

5)考虑增加MGGH系统，利用烟气余热加热脱硫净排放烟气，不仅可以提升静电除尘器性能，还可以进一步降低进入脱硫塔烟气的温度。

4.2 升级改造的主要内容

4.2.1 浓缩洗涤降温系统升级改造

现有浓缩循环系统有3台 500 m3/h 的浆液循环泵，一层喷淋，原设计喷淋量 500 m3/h，目前浆液循环泵按照2开1备运行，喷淋量在 1000 m3/h，浓缩段液气比可达到 1.1 L/m3。

2017年9月，对浓缩循环系统进行过提效改造(详见2.3)。虽然解决了系统窜液问题，保证系统能稳定运行，后系统可正常出料。但同时也导致进入吸收区域的烟气温度较高，造成SO2吸收区内产生大量的氨逃逸，排放过程中生成大量的气溶胶和二次盐，加剧了烟气拖尾现象。

恢复浓缩段二级循环喷淋管线喷头，重新设计二级循环喷淋管线及喷头的布置，匹配当前 1000 m3/h 循环浆液量，提高浓缩洗涤降温效果，保证浆液在塔内合理的覆盖面积以及与高温烟气的充分接触。重新调整浓缩循环喷淋层上下间距，考虑在集液器下部增加一层填料，解决浓缩循环浆液向吸收段窜液的问题。

同时，考虑在电除尘器入口前增加低温省煤器，降低进入电除尘器内的烟气温度，不仅可以有效提高电除尘器的效率，降低进入脱硫系统的尘含量，而且还可以解决进入脱硫系统烟气温度高的问题。

4.2.2 SO2吸收系统升级改造

现有装置SO2吸收系统有4台 500 m3/h 的吸收循环泵，三层喷淋，第一、二层喷嘴向上，第三层喷嘴向下，每层喷淋设计量 500 m3/h。

前期因SO2吸收效率较低的原因，于2018年6月份对第一层、第二层喷淋(从下向上数)进行了扩容改造。在一、二层喷淋母管不变的情况下，将每层喷淋层增加9个喷头，将每层喷淋的喷淋量由原 500 m3/h 扩容到 750 m3/h，总吸收液由 1500 m3/h 提升到 2000 m3/h，液气比由改造前的 1.65 L/m3提升到 2.2 L/m3。

按照目前解决烟气拖尾的思路，重新调整各层喷淋之间的间距在合理范围内，并将第二层喷淋层喷头方向由向上喷洒改为向下喷洒，提高SO2吸收区的吸收率。将每层喷淋量扩容到 1000 m3/h，总喷淋量 3000 m3/h，将液气比提升到 3.0 L/m3以上，才能更好地提升吸收效率，保证循环浆液尽量在低pH值条件下运行，从而降低排放烟气中的氨逃逸及SO2，防止二次生成盐。

4.2.3 SO2吸收段后增加洗涤净化系统

对现有脱硫塔顶部进行增高，在三层喷淋上方增加一套清水洗涤净化系统，拆除原有填料及除雾器；利用集液器将现有的SO2吸收段与洗涤净化段隔开；对新增洗涤净化段进行扩径到φ13 m，以降低洗涤净化段空塔气速在 2.8 m/s 左右，并增加一台 1000 m3/h 的循环水泵连续对脱硫后的烟气进行喷淋洗涤，提高系统的氨回收率，降低氨逃逸及烟气携带液滴中的含盐浓度，降低排放烟气携带的溶解盐。

如果条件可以，可以在洗涤净化系统增加循环水换热器，降低洗涤喷淋洗液的温度，对排放烟气进一步冷却降温，进一步降低烟气中的饱和水量，有利于减轻水汽拖尾长度。

4.2.4 除雾器升级改造

对现有的两级 400 mm 平板除雾器进行拆除，更换2层目前广泛采用的屋脊式除雾器，同时再增加一层丝网除沫器。双重把关，降低排放烟气携带的液滴量。同时，对除雾器的冲洗水系统进行重新设计布置，提高除雾器冲洗面积，降低冲洗水系统故障频率，保证烟气出口雾滴含量小于 50 mg/m3，降低排放烟气携带的溶解盐。

改造前后对比图如图4所示。