生活垃圾焚烧湿法脱酸工艺技术经济分析

2024-01-15侯霞丽沈宏伟王丽霞胡利华

环境卫生工程 2023年6期

侯霞丽，沈宏伟，王丽霞，胡利华

（光大环境科技（中国）有限公司，江苏南京 210000）

0 引言

生活垃圾焚烧烟气中的酸性污染物主要有HCl、SOx、HF 等，其中HCl 的原始含量约为600～1 200 mg/m3，SOx以SO2为主、含少量SO3，SOx的原始含量约为200～800 mg/m3，HF 含量约为1～20 mg/m3，为防止烟气对环境造成二次污染，必须采取严格的烟气净化措施，保证污染物达标排放［1］。

酸性气体净化工艺按照吸收剂状态和有无废水排出可分为干法、半干法和湿法［2-3］。垃圾焚烧行业中“半干法+干法”脱酸工艺可以满足欧盟2010 排放标准，但随着国家环保要求的提高和民众环保意识的增强，某些项目提出更高的“超低排放”要求，即NOx≤50 mg/m3、SO2≤10 mg/m3、HCl≤5 mg/m3、烟尘≤5 mg/m3，基于“半干法+干法”的常规脱酸工艺无法满足此要求，而高效、稳定的湿法脱酸工艺逐渐成为超低排放项目的主流选择。

目前，垃圾焚烧行业面临国补退坡、垃圾量不足等压力，对技术的降本增效有迫切需求。对于烟气脱酸工艺的技术经济分析，现有研究成果主要集中在各工艺组合间的经济性比较，着重于工艺选择的优化，对垃圾焚烧的具体技术以及其在不同技术工艺体系下的运行研究极少［4-5］。本研究针对湿法脱酸工艺，以某400 t/d 垃圾焚烧项目为例，全面分析不同技术工艺体系、不同工况下的运行经济特性以及影响因素，为工艺的选择、优化运行方式、降低运行成本提供理论与数据支撑。

1 工艺与方法

1.1 湿法脱酸工艺

湿法脱酸工艺是指采用碱性吸收剂在湿状态下与酸性气体反应并脱除反应产物，生活垃圾焚烧项目中通常采用NaOH 溶液作为吸收剂，其与烟气中的酸性气体发生的主要反应方程式如式（1）～式（5）所示［6-7］：

湿法脱酸系统主要由湿法塔、冷却循环泵、减湿循环泵、减湿水箱、换热器、碱液供应系统等组成，如图1 所示。

图1 湿法脱酸系统示意Figure 1 Schematic of wet deacidification system

湿法塔为单塔双循环模式，下部为冷却部，上部为减湿部，二者相互独立。经烟气-烟气换热器（Gas Gas Heater，GGH）换热后的原烟气（约100～110 ℃）从湿法塔下部进入湿法塔，自下而上流动，与冷却循环液接触后被冷却至饱和温度（约60～70 ℃）。碱液送至冷却循环泵管道中，冷却循环液与烟气中的HCl、SO2等污染物反应生成NaCl、Na2SO3、NaHSO3、Na2SO4等盐类，通过调节湿法塔底部的洗烟废水排出量以控制冷却循环液中盐浓度不超过3%～5%［8］，避免冷却液中盐析出。

烟气经冷却部降温和脱除大部分酸性气体后，向上进入减湿部，减湿水箱中的减湿循环液经换热器降温后与烟气接触，将烟气进一步冷却并析出水分，烟气的含水量有效降低，气相污染物浓度也进一步降低。减湿部多出的水一部分用作冷却部补水，剩余减湿水排放至水处理系统。净化后的烟气（约45～65 ℃）从湿法塔出口流出，进入GGH 与原烟气换热。

由于经过湿法脱酸之后的烟气通常是饱和湿烟气，含有大量水蒸气，如果直接排入温度较低、饱和湿度较低的空气环境中，烟气中的水蒸气会凝结形成湿烟羽，出现烟囱冒白烟的现象［9］。目前越来越多的项目要求“脱白”，即消除白烟，通常采用先冷凝再加热的方法，即在湿法塔减湿部对烟气进行降温，大量水蒸气发生冷凝，随后较低含水率的烟气进入GGH 和蒸汽-烟气换热器（Steam Gas Heater，SGH）进一步加热，实现“脱白”。

1.2 湿法脱酸工艺的技术经济分析模型

湿法脱酸系统的投资成本主要由烟气量、脱白需求等因素决定，较为固定。而运行成本影响因素较多，且对于垃圾焚烧项目而言，运行协议期较长，因此主要研究湿法脱酸系统的运行经济特性。

根据物料和能量平衡，建立湿法脱酸工艺计算模型，考虑的主要方程式如式（1）～式（5）所示。计算模型中忽略粉尘、HF 等对湿法脱酸的影响，SOx均以SO2计，假设N2、CO2、NOx等都不参与化学反应，得到主要计算模型如式（6）～式（15）所示。

理论NaOH 耗量：

理论Na2SO3产生量：

理论NaCl 产生量：

碱液（30%NaOH）耗量：

将30%NaOH 稀释为10%NaOH 所需除盐水：

工艺水耗量，即冷却部补水量：

冷却循环水耗量：

洗烟废水产生量：

减湿废水产生量：

循环泵电耗：

式中：mNaOH、mNa2SO3、mNaCl分别为NaOH 耗量和Na2SO3、NaCl 产生量，mg/h；cin(SO2)、cout(SO2)、cin(HCl)、cout(HCl)分别为入口SO2浓度、出口SO2浓度、入口HCl 浓度、出口HCl 浓度，mg/m3；Vin、Vout分别为入口烟气流量、出口烟气流量，m3/h；MSO2、MHCl、MNaOH、MNa2SO3、MNaCl分别为SO2、HCl、NaOH、Na2SO3、NaCl 的摩尔质量，g/mol；Q1～Q6分别为碱液耗量、除盐水耗量、工艺水耗量、冷却循环水耗量、洗烟废水产生量和减湿废水产生量，t/h；α为碱液的化学当量比，无量纲；Qe、Qc分别为冷却部蒸发水量和减湿部冷凝析出水量，t/h；ΔH为减湿部烟气降温放出的热量，kJ/h；r为水的汽化潜热，kJ/kg；Cp为水的定压比热容，kJ/（kg·℃）；Δt为循环冷却水的温升，℃；cw为洗烟废水的盐浓度，一般取3%～5%；P为功率，kW；K为电机安全系数；ρ为泵输送流体密度，kg/m3；Qp为泵的流量，m3/h；H为泵的扬程，m；η1、η2分别为泵的效率和泵的传动效率，%。

根据上述模型，将湿法脱酸过程中的各项物料消耗、电耗、压缩空气消耗、废水产出乘以各自单价，再扣除减湿废水回用获得的收益，即可得到运行费用如下：

式中：E为运行费用，元/h；a1～a6分别为碱液单价、除盐水单价、工艺水单价、循环冷却水单价、洗烟废水处理单价和减湿废水处理单价，元/t；b为仪用空气单价，元/m3；Q7为仪用空气耗量，m3/h；c为电价，元/kWh；d为减湿废水回用收益，元/t。

2 结果与讨论

该项目为典型的“SNCR+干法+半干法+活性炭+布袋除尘+SCR+GGH+湿法”工艺组合，SCR布置于湿法脱酸前，由于SO2会使SCR 催化剂失效，因此由半干法脱除大部分酸性污染物，进入湿法脱酸系统的污染物浓度已经较低。项目主要设计及运行参数见表1。

表1 某400 t/d 焚烧项目湿法脱酸工艺参数Table 1 Technical parameters of wet deacidification process of a 400 t/d incineration project

本研究按“脱白”和“非脱白”两种工况对湿法脱酸运行费用进行分析，“脱白”工况表示湿法塔出口温度要降低到一定数值，降低烟气中含水率，以保证烟囱出口无白烟，通常在冬季应用较多；“非脱白”工况表示对湿法塔出口温度没有要求，此时减湿部不承担减湿的作用，仅用作进一步脱除污染物。

2.1 湿法脱酸过程运行费用分布

针对某400 t/d 项目运行数据进行计算，得到不同工况下湿法脱酸过程的运行费用分布如图2所示（本研究中运行费用均以吨垃圾计）。其中，碱液按1 100 元/t、除盐水按10 元/t、循环冷却水按0.11 元/t、仪用空气按0.1 元/m3、电价按0.65元/kWh、洗烟废水处理费按10 元/t、减湿废水处理费按3.5 元/t、减湿废水回用收益按1.5 元/t 计。

图2 脱白与非脱白工况下湿法脱酸运行费用Figure 2 Operating cost of wet deacidification under de-whitening and non de-whitening operating conditions

由图2 可计算得出，“脱白”工况运行费用约为“非脱白”工况的1.6 倍。“非脱白”工况下，循环泵电费占总运行费用比例达77%，其余各项费用均较少。“脱白”工况下，由于需要大量的冷却循环水对减湿循环液进行降温、降低烟气温度，会析出大量减湿废水，降低烟气含水率，因此运行费用中循环冷却水费用和减湿废水处理费用大幅增加，分别占运行总费用的33%和12%；此外，循环泵电费依然占比较大，约为47%。而由于入口污染物浓度较低，不论哪种工况下，碱液费用均较少，仅占10%左右。

对于此类入口污染物浓度较低的项目，合理选择“脱白”工况运行时间、降低循环泵电耗是降低运行成本的关键。由于要保证“脱白”效果，减湿部通常会选择较大液气比，导致减湿循环泵流量大、电耗高，而“非脱白”工况下，大流量的减湿循环泵长期运行会使耗电量大幅增加。若将减湿循环泵改为变频，或者将1 台大流量减湿循环泵改为2 台较小流量的泵并联，“脱白”工况下2 台同时开启，“非脱白”工况下只开启1 台，可大幅降低运行成本，提高运行经济性。

2.2 湿法塔出口温度对运行成本的影响

在2.1 节中，“脱白”工况湿法塔出口温度为45.0 ℃，“非脱白”工况湿法塔出口温度为63.2 ℃，设定其他参数不变，仅变动湿法塔出口温度，得到运行费用曲线如图3 所示。

图3 不同湿法塔出口温度下的运行费用Figure 3 Operating cost at different outlet temperatures of wet tower

随着湿法塔出口温度由60 ℃降至45 ℃（图3），湿法脱酸系统运行费用（以吨垃圾计）由10.0 元增至14.6 元，增幅达46%，出口温度每下降1 ℃，运行费用增加约0.2～0.4 元。在实际运行过程中，通过调节循环冷却水的流量来控制湿法塔出口温度，循环冷却水流量越大，烟气降温越多，湿法塔出口温度越低，同时产生的减湿废水越多。随着湿法塔出口温度降低，运行费用的增加主要是由冷却循环水费用和减湿废水处理费用的增加造成的，冷却循环水费用（以吨垃圾计）由1.3 元增至4.9 元，减湿废水处理费用（以吨垃圾计）由0.04 元增至1.00 元，这两项费用总和占总运行费用的比例由13% 提高至40%，而其他各项运行费用基本不变。由此可见，湿法塔出口温度对运行费用影响较大。对于“脱白”工况，在满足“脱白”要求的前提下，应根据当地气温、湿度实时调整冷却循环水流量，尽可能提高湿法塔出口温度，有利于降低湿法脱酸系统运行成本。

2.3 用水成本对运行模式选择的影响

在“脱白”工况下，减湿部析出的冷凝水除用于减湿部补水，使得系统无需额外补充工艺水外，剩余的减湿水经简单处理后可用于全厂的补水；而“非脱白”工况下，循环冷却水停用，也无减湿废水产生，系统需要补充工艺水。对于确定项目，其他条件不变时，碱液费用、除盐水费用、仪用空气费用、电费和洗烟废水处理费为定值，若令“脱白”工况下费用Ea与“非脱白”工况下费用Eb相等，根据式（16）可得等费用线：

式中：假设d= 0.4a3，可得到如图4 所示等费用曲线，在曲线上方，按“脱白”模式运行费用更低，在曲线下方，按“非脱白”模式运行费用更低。

图4 不同工艺水价格和湿法塔出口温度下的等费用线Figure 4 Isocost line under different process water price and outlet temperatures of wet tower

根据图4，结合当地工艺水价格，可以直观比较两种运行模式的经济性，有助于选择合适的湿法塔出口温度、优化运行方式、降低运行成本。当工艺水价格高于8 元/t 时，按“脱白”方式运行费用可能会低于“非脱白”运行方式，工艺水价格越高，可选择越低的湿法塔出口温度，此时，减湿水回用获得的收益也越高，可抵消增加的循环冷却水费用和减湿废水处理费，运行经济性更佳。对于2.1 节中的案例，“脱白”工况下湿法塔出口温度45 ℃，只有当工艺水价格高于19 元/t时，按“脱白”模式运行才具有经济优势。显然，对于一般地区，工艺水价格较低，“脱白”工况下运行成本高于“非脱白”工况。但是对于极度缺水地区的项目，用水成本增加，减湿废水的回用可大幅缓解电厂的用水缺口、减少额外的补水量，故选择合适的湿法塔出口温度，按“脱白”工况运行的经济性将优于“非脱白”工况。

2.4 入口污染物浓度对运行成本的影响

部分垃圾焚烧项目由于掺烧工业垃圾等原因，SO2、HCl 等酸性污染物浓度远大于单纯焚烧生活垃圾的项目，此时若不设置SCR 或者SCR 布置于湿法脱酸之后，则前端的干法或者半干法不会承担大部分的酸性污染物脱除任务，导致湿法脱酸系统入口污染物浓度增高。参考部分项目的入口污染物浓度，设定其他条件不变，对不同入口污染物浓度下湿法脱酸的运行费用进行研究，结果如图5 所示。为计算方便，根据式（1）～式（5），定义入口污染物当量浓度为：

图5 不同入口污染物浓度下的运行费用Figure 5 Operating cost for different inlet pollutant concentrations

式中：cin为入口污染物当量浓度，mmol/m3。

由图5 可以看出，随着入口污染物当量浓度的增长，“脱白”和“非脱白”两种工况下的运行费用均随之呈线性增长。进一步分析运行费用分布发现，随着入口污染物当量浓度的增加，碱液费用（以吨垃圾计）呈线性增长，由1.12 元增至55.60元，占总运行费用比例由8%上升至73%，且增长速率随着入口污染物浓度的升高而逐步放缓，在入口污染物当量浓度达到10 mmol/m3时，碱液费用占比已达33%，与循环泵电费总和相当。可见，随着入口污染物浓度的升高，需要加大碱液流量，消耗大量的碱液来脱除污染物，故运行费用的增加主要是由于碱液费用的增加造成的，且碱液费用远大于其他各项费用。对于入口污染物浓度较高的项目，降低运行费用的关键在于降低碱液耗量，如果采用“半干法+干法”联合脱除污染物，且半干法在前端脱除约90% 的污染物。则当入口污染物当量浓度为60 mmol/m3时，“半干法+湿法”组合工艺的运行成本为26.95 元［5］，远小于采用纯湿法工艺的运行成本68.50 元，这也是目前“半干法+湿法”组合工艺成为主流选择的原因。

在其他条件不变的情况下，本研究中的分析与结论同样适用于600 t/d、850 t/d 等规模更大的项目。