循環流化床脫硫技術工程應用及增效優化
目前，我國大型火電廠煙氣脫硫主要采用石灰石/石膏濕法脫硫工藝，該技術脫硫效率高，但系統復雜、投資較大、占地面積大、運行成本較高。中小鍋爐多采用干法、半干法脫硫工藝，以降低脫硫裝置的投資和運行費用。隨著環保標準的日益嚴格，尤其是《火電廠大氣污染物排放標準》(GB13223-2011)的實施，將SO2排放標準修改為100mg/m3，大多數采用了干法、半干法工藝的脫硫項目很難達標，需要進行脫硫改造。本文介紹了山西某電廠循環流化床脫硫運行了參數優化調整過程及取得的效果，以探討該工藝適應新標準的可能性。
1、工程概況
電廠一期工程建設2*50MW機組，配套建設脫硫島裝置對2*50MW爐后煙氣進行脫硫、除塵。鍋爐型式為WGZ220/9.8-14，鍋爐最大連續蒸發量為220t/h，過熱器出口蒸汽壓力為9.8MPa，過熱器出口蒸汽溫度為540度。脫硫采用循環流化床半干法工藝，兩爐一塔。脫硫除塵島的設計按照鍋爐最惡劣工況進行，設計脫硫效率90%，增效目標為95%;脫硫系統設計總壓力為<3500Pa，增效目標為<3800Pa。除塵器為單室三電場除塵器，除塵效率為98%。設計鍋爐最大負荷時的煙氣參數詳見表1。
2、系統組成及工藝流程
本系統主要包括煙氣吸收塔、布袋除塵器、循環灰系統、吸收劑輸送系統等。
2.1煙氣吸收塔
主要包括吸收塔、高壓霧化噴嘴及相關連接煙道。煙氣由下部進入吸收塔，工藝水由高壓水泵輸送至噴嘴霧化后噴入塔內，在吸收塔中與煙氣、循環灰、吸收劑等高速混合，起到活化反應的作用，促進反應進行，同時塔內溫度降低到70度左右。循環灰及吸收劑中的氫氧化鈣顆粒迅速與煙氣中的SO2等酸性物質混合反應，生成CaSO4、CaSO3、以及CaCI2等干態物質，并隨煙氣進入布袋除塵器。煙氣脫硫塔的設計總阻力<1500Pa，塔徑7mm高約35m。
2.2布袋除塵器系統
當脫硫反應后的含塵氣體由吸收塔進入布袋除塵器，并通過各濾袋，粉塵被捕集在濾袋的外表面，使煙氣凈化。凈化后的煙氣匯集至袋室上部的上箱室，匯集到出風煙道排走。隨著除塵器的連續運行，濾袋表面的粉塵逐步變厚，系統阻力增大，達到一定阻力時，通過脈沖閥噴吹布袋內壁，將濾袋外表面的粉餅吹落并落入灰斗。除塵器灰斗外設有電加熱伴管和保溫，防止除塵器本體內壁出現酸結露。煙氣經除塵后，由二次引風機引出經煙囪排入大氣。除塵系統供氣由獨立儀表氣貯氣罐供給，保證粉塵排出濃度<50mg/m3，阻力<1500Pa。
2.3循環灰系統
循環灰系統可確保增濕過程的正常進行及提高吸收劑的采用率。除塵器灰斗中的灰分兩部分輸送：一為循環灰，從空氣斜槽輸送至吸收塔內，與煙氣混合后繼續參加反應;二為外排灰，從灰斗底部排入倉泵，開輸送至灰庫。
2.4吸收劑存儲及輸送系統
吸收塔吸收劑為氫氧化鈣。氣力罐車將氫氧化鈣輸送至粉倉內，粉倉配有倉頂布袋和呼吸閥等。粉倉底部配噴射泵，將吸收劑輸送至吸收內。
2.5工藝流程
鍋爐原設置有三電場除塵器和引風機，脫硫改造后，將煙氣從原有引風機至煙囪的混凝土煙道中引出，從側面引入吸收塔下部;煙氣從吸收塔上部通過連接煙道引入布袋除塵器;脫硫除塵后的凈煙氣經二次引風機引入煙囪。
3、增效優化措施及結果
系統投運后，入口SO2濃度接近2000mg/m3,脫硫效率>90%，SO2排放濃度<200mg/m3，同時脫硫后出口粉塵排放在30mg/m3左右。
為了驗證循環流化檔次脫硫技術在新標準實施后，仍能應用于鍋爐煙氣脫硫，我們于2012年對運行參數進行了優化，降低了脫硫塔出口溫度，并提高了循環灰的量。通過反復摸索，確定運行參數為：塔出口溫度68度，塔降壓1800Pa，Ca/S為1.6。在該參數下，系統穩定運行，脫硫效率為95%，在進口SO2濃度低于2000mg/m3的情況下SO2排放濃度達到標準要求。優化運行前后主要參數見表2。
4、技術經濟分析
電廠一期2*500MW機組配套FGD系統處理煙氣量454000m3/h，入口SO2濃度1900mg/m3,脫硫效率為95%。脫硫裝置年運行小時間為8000h,FGD定員為140人，工資福利30萬元/a。FGD系統電費為38.4萬元/a，工藝水消耗成本為12萬元/a，FGD壓縮空氣耗量成本為52.8/a;脫硫劑成本為422.4萬元/a。2臺鍋爐煙氣中SO2脫除總量為60.32t/a，可減少SO排污費381.2萬元/a脫硫灰產量18400t/a，銷售收入36.8萬元/a。綜上，脫硫系統每年運行費用為137.6萬元。該脫硫系統的成功增效，驗證了循環流化床脫硫技術可以通過優化參數，以適應新的國家標準，并且運行可靠穩定。
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