液柱噴射與霧化噴淋協同脫硫節能方案探討

楊翮，劉芳芳，席琳

(華潤電力焦作有限公司，河南 焦作 454450)

0 引言

火電機組煙氣脫硫是我國SO2減排的主要措施，煙氣脫硫主要采用石灰石-石膏濕法脫硫工藝，目前，國內絕大多數火電機組均完成了超低排放改造。脫硫系統的節能主要通過優化吸收塔設計、減小石灰石粒徑以及變頻控制部分低壓電機來實現，其主要目的是降低系統阻力、脫硫劑消耗量以及部分低壓設備電耗。目前，對于噴淋層的節能運行及脫硫系統高壓電機的變頻控制鮮有涉及。

1 脫硫系統噴淋層運行及節能改造現狀

脫硫系統高壓電機的代表設備漿液循環泵是煙氣脫硫系統的重要設備，工作方式為連續運行，若能實現變頻控制，則可節約較多的電能。脫硫系統正常運行時，常會有一些特定工況，不啟動備用循環泵會造成出口SO2質量濃度超標，而啟動備用泵會導致出口SO2質量濃度極低，這些工況點不可避免地存在大量的電能浪費。若能實現漿液循環泵的變頻控制，不僅可以節約大量電能，而且可以相對精準地控制出口污染物質量濃度。

目前的脫硫系統漿液循環泵變頻改造方案僅增加變頻器，不對工藝系統進行改造，而脫硫系統廣泛采用霧化噴嘴，這種定壓定流量噴嘴的特性決定了漿液循環泵可變頻調節的范圍不大，且在降低轉速后會犧牲較大的噴射面積，影響覆蓋率，實際節能效果不明顯。

某電廠2×660 MW超超臨界機組脫硫吸收塔設置5層噴淋層，單層噴淋量為12 000 m3/h，超低排放改造后塔內設置旋匯耦合器+管束式除塵器。設計邊界條件為鍋爐最大連續蒸發量(BMCR)工況下入口SO2質量濃度為4 427 mg/m3(標態，下同)時，運行5臺循環泵可使出口SO2質量濃度小于35 mg/m3。因實際煤種含硫量遠達不到設計值，目前最多運行3層噴淋層，經觀察，脫硫島入口SO2質量濃度平均在2 000 mg/m3左右,鍋爐變工況運行時，常有2層噴淋層投入，不滿足出口SO2質量濃度低于35 mg/m3的要求，而運行3層噴淋層出口SO2質量濃度會很低，不僅浪費大量的廠用電，系統阻力和脫硫劑消耗量也會隨之增加。

為避免特殊工況點的電能浪費，擬對系統進行改造，實現根據進口煙氣中SO2質量濃度來線性調節噴淋量。

2 改造方案

拆除底部2層噴淋層，在現有的旋匯耦合層上部布置2層液柱噴射層，液柱噴嘴在吸收層錯層均勻布置；2層液柱層設計為母管制，正常運行方式為液柱噴射層和霧化噴淋層同時投入，依靠液柱噴射層調節噴淋漿液量；液柱噴射層投入時，漿液通過液柱噴嘴順煙氣氣流方向噴射，進行2次傳質接觸，液柱高度通過調節并聯的2臺漿液循環泵轉速來調節，霧化噴淋層作為液柱噴射層的補充工頻運行。

圖1為吸收塔內部構件布置圖[1]，其中液柱噴射層布置在吸收塔的下部，與噴淋層高度差為5～7 m，漿液流量大(5～14 m/s)，可形成高密度的液滴層；除霧器布置在煙氣出口與噴淋層之間，距離噴淋層1.5～3.0 m；噴射層所用漿液循環泵為變頻式漿液泵，可用于調節噴射層噴射高度[2]。

圖1 吸收塔本體結構Fig.1 Absorption tower structure

漿液的流量會隨著漿液流向不斷減小，若保持管徑不變，末端漿液動能最小，吸收塔噴射高度會隨漿液流向逐漸降低，因此，吸收塔塔外母管與塔內支管采用變徑設計[3]，管徑隨著漿液的流向逐漸減小，保證單位漿液具有相同的動能，塔內液柱噴射可保持在一個高度。

液柱噴射噴嘴孔徑為45 mm，工作壓力為20～160 Pa，噴射高度為0.8～6.0 m。脫硫系統運行過程中，根據運行負荷、煙氣量、SO2進/出口質量濃度等，通過變頻漿液循環泵控制漿液流量，進而控制噴射高度。

3 漿液噴射與霧化噴淋協同脫硫工藝特點

液柱噴射的漿液與煙氣同向進入吸收塔，在上升過程中可與煙氣進行接觸吸收，進行漿液一次脫硫；噴射的漿液達到最高處在重力的作用下落下，發散開形成小液滴，與煙氣中的SO2進行氣液傳質，實現漿液二次脫硫[4-5]；未被吸收的SO2繼續上升，與上層的霧化噴淋漿液接觸，進行氣液傳質，將煙氣中的SO2徹底脫除，達到排放要求。液柱噴嘴分2層在吸收塔截面等間距布置，因液柱噴射的介質流速遠高于煙氣流速，故能在每個液柱周邊對煙氣進行抽吸，有利于氣流均布；上層的霧化噴淋因覆蓋率高，可以對流經液柱層逃逸的污染物進行吸收。該技術方案在滿足出口污染物質量濃度要求的同時降低了系統阻力，實現了漿液循環泵的變頻控制[6]。

脫硫塔上部噴淋的液滴與下部上升的液滴、液柱融合、碰撞，會產生更多新鮮的液滴(如圖2所示)，根據液膜更新理論，吸收了SO2的液滴會因為上部液滴的碰撞形成新鮮的吸收膜，提高該區域的液膜接觸效率[7]。

圖2 塔內漿液分布Fig.2 Distribution of slurry in the tower

4 節能效果分析

4.1 改造前、后脫硫能耗對比

改造后節能效果主要來源于2點：(1)漿液循環泵變頻調節，可降低能耗；(2)由于液氣比降低，吸收塔內部煙氣阻力也會隨之降低，進一步降低了能耗。

改造前、后機組100%負荷率下脫硫系統能耗對比見表1(2臺機組，年運行4 800 h)。由表1可以看出：進口SO2質量濃度為4 000 mg/m3時，改造前需運行5臺噴淋泵，脫硫系統總能耗為13 295 kW，改造后采用2臺液柱噴射+3臺霧化噴淋的運行方式，亦可達到排放標準，相比改造前節約能耗959 kW，年節約電費161.11萬元；進口SO2質量濃度為3 000 mg/m3時，改造后采取2臺液柱噴射+2臺霧化噴淋的運行方式，相比改造前年節約電費195.72萬元；進口SO2質量濃度為2 000～2 500 mg/m3時，改造前均需啟用3層噴淋，改造后由于采用2臺變頻泵+1臺工頻泵運行的方式，可以隨不同的脫硫效率實時進行變頻調節，尤其在一定的SO2質量濃度范圍內，當不能通過調整噴淋泵的數量進行調節時，可根據SO2質量濃度、煙氣量來變頻調節漿液循環泵轉速，進而降低能耗。

表1 改造前、后機組100%負荷率下脫硫系統能耗對比Tab.1 Comparison of desulfurization energy consumption with 100% unit load before and after the transformation

注：電價按0.35元/(kW·h)計。

表3 改造前、后機組低負荷率下脫硫系統能耗對比Tab.3 Comparison of desulfurization energy consumption with low unit load ratio before and after the transformation

表2為2015—2018年機組單月負荷情況(數據具有一定代表性)，從表2可以看出，2臺機組運行平穩，平均負荷率較低。

表2 2015—2018年機組平均負荷率統計Tab.2 Average load ratios of units from 2015 to 2018 %

表3為改造前、后機組低負荷率下脫硫系統能耗對比(2臺機組，年運行6 000 h)。從表3可以看出：進口SO2質量濃度為3 000 mg/m3時，改造后按照1臺液柱噴射+2臺霧化噴淋的運行方式，年節約電費約170.35萬元；進口SO2質量濃度為2 500，2 000 mg/m3時，改造后均需要運行2臺液柱噴射+1臺霧化噴淋，年節約費用分別為205.95，212.93萬元。

4.2 改造前、后不同工況下煙氣阻力對比

液柱向上噴射的過程中對煙氣有順流力的作用，可降低部分阻力；同時，到達高處自由散開的漿液量比原霧化噴淋的漿液量小，因此改造后吸收塔阻力比改造前有所降低，見表4。

表4 改造前、后機組不同負荷率下煙氣阻力Tab.4 Flue gas resistance at different unit load ratios before and after the transformation

5 機組最優節能運行方式

圖3為改造前、后滿負荷工況下脫硫系統循環泵適用圖。改造前根據入口SO2質量濃度調整漿液循環泵運行數量。改造后，當SO2質量濃度在3 000 mg/m3以下時3臺泵運行即可滿足要求，質量濃度為3 000～3 800 mg/m3時需啟動4臺泵，3 800 mg/m3以上時需5臺泵同時運行。

節能改造后，對應不同的脫硫效率，脫硫系統運行時可以采取更靈活的調節方式。在100%負荷率工況下，當進口質量濃度為1 500～2 500 mg/m3時，可采用2臺變頻泵+1臺工頻泵(2變+1工)的運行方式，此時對應改造前3臺泵運行的工況，節能效果較好；當質量濃度為2 500～2 800 mg/m3，為了保證排放達標則需要開啟1臺變頻泵+2臺工頻泵(1變+2工)，節能性略有降低；在質量濃度為3 000～3 200 mg/m3和3 800～4 000 mg/m3的條件下，可分別采取2臺變頻泵+2臺工頻泵(2變+2工)、2臺變頻泵+3臺工頻泵(2變+3工)的運行方式，節能效果明顯。

圖3 改造前、后滿負荷工況下脫硫系統循環泵適用圖Fig.3 Applicable of the circulating pump in the desulfurization system under full load condition before and after the transformation

6 結束語

本方案采用了液柱噴射與霧化噴淋協同脫硫的技術，實現了漿液循環泵的變頻控制，在滿足排放要求的前提下不僅降低了煙氣系統阻力，而且實現了漿液循環量的線性調節與自動控制，節約了大量電能，為脫硫系統噴淋層的節能運行提供了有利條件。