详细描述
摘要 : 通过循环半干法 、 烟道流化床 、 炉内喷钙炉后增湿活化 、 喷雾半干法等脱硫工艺的工程应用 , 就反应时间 、 操 作温度 、 钙硫化 、 可靠性 、 燃料适应性 、 装置占地 、 性价比等进行了综合分析比较 , 并对 4 种半干法工艺的脱硫机理 进行了探讨 。 关键词 : 半干法 ; 脱硫 ; 性价比 ; 机理 ; 研究
化反应 。据国外研究 , 优质 Ca ( OH) 2 ( 固 ) 在荷电弥 散的状态下 , 反应 5 s 后的脱硫效率约为 50 % 。另 一方面 ,CFB 工艺为保证粗大浆团在有限的脱硫时 间内 ( 5～6 s) 尽可能干燥 ,以减小对后续收尘器的影 响 ,反应器操作温度只能控制得高一些 , 一般为 75 ～90 ℃,但这需要较高的钙硫比作代价 。而 NID 工 艺则不受此约束 ,根据脱硫效率及经济性的需要 ,反 应器操作温度可任意选取并控制在 65～85 ℃,在同 样达到 90 %的脱硫效率的情况下 ,钙硫比可下降 0. 1 ,因而具有性价比优势 。浙江巨化热电厂 NID 工程 连续 3 年的运行表明 : 反应器出口温度每下降 1 ℃, 可节省消石灰约 7 kg 。 NID 和 CFB 在合理低的安全温度下运行 , 钙硫 比都能控制在 1. 2 ± 1 。 0. 在炉内喷钙炉后活化工艺中 , 由于石灰石在最 佳温度层的停留时间短 ,分解不彻底 ,在活化塔中活 化不充分 ,脱硫灰没有再循环等因素 ,系统的钙硫比 一般为 2. 3～2. 5 。 喷雾半干法脱硫在操作温度 70 ℃ 左右运行时 , 钙硫比一般为 1. 4～1. 6 。 1. 3 反应器操作温度 反应器运行温度的设定要考虑设计脱硫效率 、 煤中的氯含量 、 钙硫比等诸多因素 ,还与选择的脱硫 工艺有关 。反应温度越接近于烟气的酸露点 , 吸收 剂表面的水分保持更长的时间 , 越有利于快速的离 子化脱硫反应 ,脱硫效率更加高 ,吸收剂的消耗量可以 明显降低 。所以 , 对于循环灰在反应器外的特有流 态化混合器中预先均匀增湿的脱硫工艺来说 , 反应 ) 器的操作温度可选更宽的范围 ( 65 ～ 85 ℃ 。在燃 用中硫煤 ( 1. 5 %～ 3. 5 %) 时 , 控制适当低的操作温 度 ,可明显降低吸收剂的消耗量 。 浙江巨化热电厂的 NID 脱硫工程正常燃煤硫分 为 0. 4 %～0. 8 % , 设定反应器出口温度 75 ℃, 脱硫 效率 90 %～95 % ,累计平均钙硫比为 1. 2 左右 ;2001 年 9～ 10 月间 , 电厂试燃用平均硫分 1. 5 %的中硫 煤 ,在设定反应器出口温度 70 ℃,脱硫效率 90 %时 , 累计平均钙硫比为 1. 22 左右 ,说明操作温度对脱硫 效率及运行经济性的影响是很明显的 。因为烟气 的酸露点取决于 SO3 浓度 ,在循环灰环境下 ,SO3 的 去除率接近 100 % ,故烟气的酸露点接近于水露点 ,
半干法 、 炉内喷钙炉后活化法 、 灰外循环增湿半干 法、 烟道流化床脱硫法等 。本文重点探讨的是采用
面水分蒸发很快 , 在 1 m 左右的反应器床层高度内 就能使烟气温度降到 75 ℃ 左右 ,达到 90 %以上的脱 硫效率 。两种工艺的脱硫率与反应时间的分布梯度 见图 3 。
浓度 , 能够理解为 SO2 通过一个具有优良活性的 Ca (OH) 2 固体床层 , 在非常短的时间内就可以实现快 速的离子化脱硫 ,达到 90 %以上的脱硫效率 。在菲 达公司十多套已投运的采用浓相循环半干法脱硫工 艺中 ,只要保证烟气在反应器中有 0. 9 ～ 1. 3 s 的停 留时间 ,就足以保证 90 %以上的脱硫效率 。 高且大直径的反应塔对于脱硫系统吸收达到平 衡后进一步提升脱硫效率意义不大 , 其作用只是为 了尽可能地将内置式喷嘴形成的湿度不均匀的增湿 灰干燥 ,减少湿灰在反应器内壁 、 除尘器内件及极板 上的粘结 。 脱硫的主要化学反应 : SO2 ( 液) Ca (OH) 2 ( 液) → 1/ CaSO3 ・ 2H2O ( 固)
CFB 工艺反应器喉部烟气流速远高于 NID , 但 由于喉部无吸收剂 , 对提高脱硫效率无贡献 。NID 垂直反应段中的烟气流通截面积仅为 CFB 的 1/ 5 , 两种工艺需喷入的冷却水量几乎是相等的 , 循环灰 量也几乎一样 。 因此 ,NID 工艺反应器中的 Ca ( OH) 2 浓度是 CFB 的 5 倍 , 在其他参数都一样时 , NID 的 脱硫速率是 CFB 工艺的 5 倍 。即达到同样的 85 % ～95 %的脱硫效率 , NID 工艺所需的反应时间仅为 CFB 工艺的1/ 5 。NID 工艺利用高度浓相的 Ca ( OH) 2
物料的内循环系统 , 利用高倍比的脱硫灰增湿并循 环 ,达到高效脱硫的目的 。两种工艺的原理示意见 图 1、 2。 图 C1 、 0 为 NID 和 CFB 反应器中活性 Ca ( OH) 2 C
自于喉部及扩大段 ,系统总阻力较高 ,通常设计值为 1 800 Pa 左右 ,而 NID 工艺在反应器中的压力降分配 相对均匀 ,通常设计值为 1 200 Pa 。从图 1 、 中可以 2 看出 ,两者的最明显不同之处在于工艺水加入位置的不 同 ,由于这一区别 ,导致性能的明显差异 。
灰再循环原理 , 性价比更好的 ALSTOM 公司开发的 循环半干法 (NID) 工艺和德国比肖夫等公司开发的 是脱硫灰高倍比循环 ,系统是 “干态” ,终产物宜用 的
CFB 工艺因喷嘴埋在流态不稳定 、 湿度不均匀 的反应灰堆中 , 循环灰表面含水不均匀 , 且有游离 的、 直径较大的液滴浆团 ,易造成喷嘴及吸收塔渐扩 段粘堵 ,装置不能长周期稳定运行 。 NID 工艺的特点是在一个外置的专有设备中对 反应循环灰进行雾化增湿 , 灰表面水分呈均匀的薄 膜状 ,且大量的循环物料具有巨大的蒸发表面 ,其表
该反应是一个气液 “双膜” 控制的放热反应 , 除 了 Ca (OH) 2 ( 固) 表面雾化水使之成为 Ca (OH) 2 ( 液) 是发生快速离子化脱硫反应的前提之外 ,加强气 、 固 两相之间的相对流速 ,减少气 、 液两相间的传质阻力 和适当低的反应器操作温度也同样重要 。脱硫反应 的关键是 SO2 ( 气) 的扩散并溶解 ,如以下过程 :
从图 4 可知 , 最大粒径 100 μ 的消石灰浆雾 m 滴 ,在 70～80 ℃ ,需 12 s 才能干燥到水分低于 3 % 时 μ 的水平 ,对于平均粒径为 100 m 的雾滴 , 其充分蒸 发需 5s , 才不至于对后续的除尘器 、 引风机等设备 造成粘堵 。所以 ,为使反应塔内喷浆的 CFB 脱硫系 统设备及所配电除尘器不间断运行 , 设计烟气在反 应器内的停留时间最好大于 8 s 。但实际工程设计 时 ,出于经济性考虑 ,一般按 6 s 左右设计 。
过程 ( 2) 的扩散阻力主要在气相中 , 过程 ( 3) 的 扩散阻力主要在液相中 。由于大直径吸收塔的边界 滞流区及整个塔中 3～3. 5 m/ s 的低流速 , 烟气没有 理论上 ,在整个脱硫反应过程中 ,NID 工艺的脱 硫效率与反应时间的变化速度 K 约是 CFB 工艺的 6 倍 。因为脱硫反应能够理解为基元反应 , 根据化学 反应碰撞理论 ,有效碰撞的几率与反应器中的反应 物有效浓度成正相关 。 r = K × CCa (OH) 2 ( 液) × CSO2 ( 液) ×e
烟道循环流化床脱硫 ( CFB ) 工艺 , 它们的共同特点 气力输送 。其他如喷雾干燥法 、 炉内喷钙炉后活化 高 ,能 、 物耗较高 ,性价比没有优势 。
通常的 NID 反应器是设计成矩形 , 反应器中的 设计成圆柱形 ,塔内烟气流速在 3. 5 m/ s 左右 。
充分的紊流 ,气 、 固两相之间没有较高的相对速率 , ( 气) 的扩散并将其溶解成 SO2 ( 液 ) ,也不 不利于 SO2 利于在 Ca ( OH) 2 ( 液) 小颗粒内部的扩散溶解 , 还将 制约被生成物 CaSO3 ・ 2H2O ( 固 ) 覆盖的 Ca ( OH) 2 1/ 表面的更新 ,因而对提高脱硫效率效果有限 。高且 大直径的反应塔的唯一作用 , 仅是延长因雾化不均 匀或团聚产生的粗大液滴的蒸发干燥时间 。因为埋 在灰堆中的回流或双流喷嘴 , 很难产生如喷雾半干 法工艺一样相对均匀的中位径约为 80 μ 的小液 m 滴 ,不可避免出现浆滴的团聚 , 产生湿灰团及浆团 。 国内已建成采用此类烟道流化床脱硫技术的工程应 用也表明 : 这种因粗大湿浆团不能及时干燥而出现 系统设备的粘堵是不可避免的 , 国内采用此技术出 现装置不能长时间运行的主要症结都是这种未充分干 燥的脱硫终产物不断粘堵造成的 。反应器中的浆滴 干燥与时间的关系见图 4 。
