循环流化床锅炉炉后烟气脱硫增效装置及脱硫增效方法 【技术领域】
本发明涉及一种烟气净化处理，尤其是涉及一种循环流化床锅炉炉后烟气脱硫增效装置及方法。
背景技术
循环流化床锅炉炉后烟气处理一直是本领域关注的问题，尤其是对于燃煤机组，从锅炉空预器排出的热烟气中的SO2排放浓度一般都高于环保要求。
公开号为CN101311628的中国发明专利申请提供一种循环流化床锅炉炉内烟气喷钙脱硫工艺，将CaO粉送入到温度≤850℃的旋风分离器或第一级蒸汽过热器后的水平烟道或/和尾部烟道中发生脱硫反应进行脱硫。具体是将粒度为100～800目，优选200～800目的脱硫剂粉末经锅炉炉膛二次风入口或中、上部位置喷入炉膛，所述脱硫剂为石灰石粉、生石灰粉或熟石灰粉。该工艺在炉后设置一套除尘器除尘后，烟气通过烟囱直接排出，但炉后没有另设烟气脱硫装置。
现有技术的主要缺点是：炉内脱硫效率较低，很难达到90％，Ca/S比高，吸收剂耗量大。同时，随着国家环保要求的日益严格、燃料含硫量的不断变化和吸收剂品质的波动，单靠循环流化床锅炉炉内脱硫，很难达到环保排放要求或者需付出较大的代价。当燃料的含硫量较高时，由于炉内的Ca/S高达2.5以上，因此吸收剂的消耗量大，运行维护费用高，不经济。另外，许多循环流化床锅炉的设计余量有限，吸收剂系统的现有出力无法满足耗量日益增加的要求，使得污染物排放无法达标。
【发明内容】
本发明的目的在于针对现有的循环流化床锅炉炉内烟气脱硫装置所存在的污染物排放难以达到环保标准及锅炉烟气飞灰中含有大量有活性的CaO粉末无法利用等问题，提供一种可有效提高脱硫效率和吸收剂利用率，使二氧化硫和粉尘排放浓度均能满足国家环保要求的循环流化床锅炉炉后烟气脱硫增效装置及脱硫增效方法。
本发明所述循环流化床锅炉炉后烟气脱硫增效装置设有脱硫增效反应器、脱硫后除尘器、引风机、吸收剂辅助加入系统、脱硫灰再循环系统和工艺水系统。
循环流化床锅炉空预器出口与脱硫增效反应器、脱硫后布袋除尘器、引风机及烟囱依次连接，吸收剂辅助加入系统的吸收剂出口与脱硫增效反应器的进口段连接，脱硫灰再循环系统设于脱硫后除尘器的下方，脱硫后布袋除尘器的灰斗与脱硫增效反应器的进口段连接，工艺水系统与脱硫增效反应器的锥形段连接。
在脱硫后除尘器的清洁烟气排放口最好设清洁烟气再循环系统，清洁烟气再循环系统的排放口与脱硫增效反应器的入口连接。
在脱硫后除尘器灰斗的下部最好设置用于将脱硫副产物排出的脱硫灰外排系统。
所述工艺水系统的喷嘴最好为高压回流式雾化喷嘴。
本发明所述循环流化床锅炉炉后烟气脱硫增效的方法包括以下步骤：
1)将锅炉空气预热器排出的热烟气无需预除尘，直接从脱硫增效反应器底部进入脱硫增效反应器内，在脱硫增效反应器的进口段，高温烟气与循环脱硫灰充分预混合，进行初步的脱硫反应；
2)石灰石在循环流化床锅炉炉内煅烧后生成生石灰粉末，夹杂生石灰粉末的飞灰随烟气进入下游脱硫增效反应器；喷水降温至65～90℃后，生石灰直接在脱硫增效反应器内进行消化反应生成消石灰，完成进一步的脱硫反应；当锅炉烟气飞灰中的生石灰活性及含量无法满足脱硫要求时，吸收剂辅助加入系统将注入新鲜的生石灰或消石灰，保证出口SO2排放浓度满足环保要求；
3)净化后的含尘烟气从脱硫增效反应器顶部侧向排出，然后转向进入脱硫后除尘器进行气固分离，除尘后的清洁烟气经引风机排入烟囱；
4)经脱硫后除尘器捕集下来的固体颗粒，通过脱硫后除尘器下的脱硫灰再循环系统，返回脱硫增效反应器的进口段继续参加反应，多余的少量脱硫灰渣通过外排系统输送至脱硫灰库内，再通过罐车或二级输送设备外排；
5)当给锅炉负荷降低时，将部分清洁烟气通过清洁烟气再循环系统再循环到脱硫增效反应器的进口段，保证各反应区的流速相对稳定，保证脱硫增效装置在任何锅炉负荷下都能正常运行。
本发明将从锅炉空预器出来的热烟气直接进入炉后烟气脱硫增效装置，炉后无需设置预除尘器，当烟气中CaO含量及活性能满足脱硫要求时，无需添加吸收剂。由于采用炉内脱硫和炉后脱硫两级脱硫装置，可大大提高脱硫效率，同时可适当降低炉内脱硫的效率，从而降低循环流化床锅炉钙硫比及脱硫运行成本。与炉内单级脱硫相比，增设炉后烟气脱硫增效装置后，烟气污染物排放更易达到环保要求。
本发明在保证锅炉和炉内脱硫正常运行的情况下，充分利用烟气中大量有活性的CaO粉尘进行二级增效脱硫，能充分脱除多种酸性气体和重金属等组分，同时又充分利用了锅炉飞灰中的CaO，变废为宝，提高脱硫效率和吸收剂的利用率，使脱硫后烟气的污染物排放浓度达到国家环保要求。当烟气中CaO粉尘的活性和含量无法满足要求时，可启动吸收剂辅助加入系统，补充适量的吸收剂。
无论燃料含硫量如何变化，独立设置的吸收剂辅助加入系统可确保SO2排放浓度满足国家环保要求。本发明特别适用于循环流化床锅炉燃煤机组。
【附图说明】
图1为本发明实施例的循环流化床锅炉炉后烟气脱硫增效装置的结构示意图。在图1中，各标记为：脱硫增效反应器1、脱硫后除尘器2、引风机3、烟囱4、吸收剂辅助加入系统5、脱硫灰再循环系统6、脱硫灰外排系统7、清洁烟气再循环系统8、工艺水系统9、设于脱硫增效反应器1底部的进气口11。
【具体实施方式】
以下实施例将结合附图对本发明作进一步的说明。
参见图1，本发明所述循环流化床锅炉炉后烟气脱硫增效装置设有脱硫增效反应器1、脱硫后除尘器2、引风机3、吸收剂辅助加入系统5、脱硫灰再循环系统6、脱硫灰外排系统7、清洁烟气再循环系统8和工艺水系统9。
脱硫增效反应器1的进水口与工艺水系统9的出水口连接，设于脱硫增效反应器1底部地进气口11外接循环流化床锅炉空预器的热烟气出口，设于脱硫增效反应器1进口段的吸收剂进口接吸收剂辅助加入系统5的吸收剂出口，设于脱硫增效反应器1的喷嘴接工艺水系统9的排水口，设于脱硫增效反应器1顶部侧向的烟气出口接脱硫后除尘器2的烟气进口，脱硫灰再循环系统6设于脱硫后除尘器2的下方，脱硫灰再循环系统6的脱硫灰进口与设于脱硫后除尘器2底部的脱硫灰出口连接，脱硫灰再循环系统6的脱硫灰出口与设于脱硫增效反应器1进口段的脱硫灰进口连接；引风机设在脱硫后除尘器2的清洁烟气排放口与烟囱4之间。
清洁烟气再循环系统8设在脱硫后除尘器2的清洁烟气排放口，清洁烟气再循环系统8的排放口与脱硫增效反应器1的入口连接。
在脱硫后除尘器2灰斗的下部设置用于将脱硫副产物排出的脱硫灰外排系统7。
喷嘴采用雾化喷嘴。
以下给出本发明所述循环流化床锅炉炉后烟气脱硫增效的方法：
1)将锅炉空气预热器排出的热烟气从脱硫增效反应器1底部进入脱硫增效反应器1内，在脱硫增效反应器的进口段，高温烟气与循环脱硫灰充分预混合，进行初步的脱硫反应；
2)将石灰石直接投加到循环流化床锅炉进行煅烧，夹杂生石灰粉末的飞灰随烟气进入下游脱硫增效反应器；喷水降温至65～90℃后，直接在脱硫增效反应器内进行消化反应生成消石灰，完成进一步的脱硫反应；当锅炉烟气飞灰中的生石灰活性及含量无法满足出口排放标准时，吸收剂辅助加入系统5将注入新鲜的生石灰或消石灰，保证出口SO2排放浓度高于环保要求；
3)净化后的含尘烟气从脱硫增效反应器顶部侧向排出，然后转向进入脱硫后除尘器2进行气固分离，除尘后的清洁烟气经引风机3排入烟囱4；
4)经脱硫后除尘器捕集下来的固体颗粒，通过脱硫后除尘器下的脱硫灰再循环系统6，返回吸收塔继续参加反应，如此循环，多余的少量脱硫灰渣通过外排系统输7送至脱硫灰库内，再通过罐车或二级输送设备外排；
5)当给锅炉负荷降低时，将部分清洁烟气通过清洁烟气再循环系统8再循环到脱硫增效反应器入口，保证各反应区的流速相对稳定。
以下给出循环流化床锅炉炉后烟气脱硫增效装置应用举例。
以某热电站使用的2×420t/h循环流化床锅炉机组烟气脱硫系统为例，即在采用循环流化床锅炉炉内脱硫的同时，炉后另配烟气脱硫装置，采用本发明所述循环流化床锅炉炉后烟气脱硫增效装置及脱硫增效方法，其脱硫率＞90％，最高可达97.04％，SO2平均排放浓度小于200mg/m3(最低＜100mg/m3)，粉尘排放浓度＜50mg/m3，各项运行性能指标均优于设计要求。运行后，每年可削减SO2排放量4000多吨。
1.锅炉烟气特点
2台420t/h高温高压循环流化床锅炉，锅炉的主要燃料为石油焦，部分掺烧烟煤，启动时采用0号轻柴油。同时，锅炉采用在炉内添加石灰石，当锅炉机组Ca/S比为2.35时，锅炉脱硫效率可达90％以上，其预热器出口烟气的特点如下：
1)空预器出口烟气粉尘浓度高，可达64.6g/m3且含有未充分燃烧的石油焦。
2)SO2浓度较低，虽然燃料的含硫量高达6.7％，但经过循环流化床锅炉的初级脱硫后，脱硫率为90％，空气预热器出口的SO2浓度通常在1000～2500mg/m3范围内波动。
3)飞灰中含有部分未充分燃烧的石油焦，约占总灰份的8％。
4)飞灰中含有大量的循环流化床锅炉脱硫的副产物，通常占总灰份的40％～62％，其中大量未反应的CaO，约占总灰份的20％～32％。
5)烟气中CO2浓度较高，一般达15％左右。
2.设计条件
1)装置入口烟气参数：装置入口烟气参数列于表1。
表1装置入口烟气参数表
2)吸收剂：吸收剂采用生石灰或消石灰，其品质分别为：
生石灰：纯度≥80％，T60≤4min，粒度≤1mm；
消石灰：纯度≥80％，比表面积≥15m2/g，粒度≤0.5mm。
3.工艺原理
基本工艺原理是：携带有大量CaO的锅炉烟气从底部进入吸收塔，在进料段与加入的吸收剂、循环脱硫灰充分预混合，利用文丘里管的加速使物料悬浮起来，形成激烈的湍动状态，使颗粒与烟气之间具有很大的相对滑落速度，颗粒反应界面不断摩擦、碰撞更新，极大地强化气固间的传质、传热。通过向脱硫塔内喷入雾化水，烟气冷却到最佳的化学反应温度，以及使CaO与H2O反应生成Ca(OH)2从而脱除烟气中SOX、HCl、HF、CO2等酸性有害气体。净化后的含尘烟气从吸收塔顶部侧向排出，然后进入脱硫后除尘器进行气固分离，出口烟气含尘浓度低于50mg/Nm3，最后经引风机排往烟囱。当锅炉烟气飞灰中的生石灰活性及耗量无法满足出口排放标准时，生石灰辅助加入系统将注入新鲜生石灰，保证出口SO2排放浓度低于250mg/Nm3的性能保证值。
4.工艺布置
根据锅炉出口的烟气特点，确定采用在锅炉炉内一级脱硫的基础上，炉后配套烟气循环流化床(CFB-FGD)干法脱硫方案。其流程为：锅炉→一级电除尘器→CFB-FGD脱硫塔→脱硫布袋除尘器→引风机→烟囱。
采用一炉一塔系统配置，1号炉和2号炉成对称布置。整个脱硫岛沿单台锅炉轴线一字型顺气流方向布置，即烟气主烟道、吸收塔、脱硫布袋除尘器等设备中心线在一条直线上。主要辅助设施如流化风系统、水系统等围绕脱硫塔，按工艺要求集中布置，这样既做到工作分区明确，又做到合理、紧凑、方便，外观造型协调，整体性好，并与电厂其他建筑群体相协调，同时最大限度地节省用地。
吸收剂仓就近吸收塔布置，并与道路直接相通，便于生石灰粉运输及卸车。石灰进料系统布置在生石灰仓的下部，这种布置有利于最大限度地减少生石灰的输送距离；整体布置紧凑、美观，最大限度减少占地面积。
5.脱硫运行情况介绍
1)系统运行的特点
(1)热电站在空气预热器出口设置预电除尘器，其目的是为了收集烟气中未充分燃烧的石油焦，然后通过气力输送系统将收集到的灰循环回锅炉内，进行二次燃烧，提高燃料的利用率。预电除尘器的除尘效率为80％。一般情况下，当燃料的燃烧充分，不需要返回锅炉内进行二次燃烧，则无需设置预电除尘器，可减少投资和运行成本。
(2)脱硫剂主要为循环流化床锅炉飞灰，由于CFB锅炉内添加了一定量的石灰石粉(Ca/S为2.35)，石灰石粉在炉内进行初步的脱硫化学反应，这样锅炉飞灰中含有大量未完全反应的有活性的CaO，可直接用作循环流化床干法脱硫装置脱硫剂，这样大大减少今后脱硫装置的运行费用，为电厂带来巨大的经济效益。当预电除尘器停运时，大量锅炉飞灰进入脱硫岛参加脱硫增效反应，在未额外添加吸收剂的情况下，脱硫率可达50％～60％，最高可达70％，增效脱硫率大小与烟气中SO2浓度和飞灰中CaO的含量及活性有关。
(3)良好的入口烟气二氧化硫浓度变化适应性：当锅炉烟气飞灰中的生石灰量不能满足出口排放标准时，生石灰辅助加入系统将注入新鲜生石灰，保证出口SO2排放浓度低于250mg/m3，达到当地环保要求。
(4)吸收剂与降温水的加入是相对独立控制，喷入的用于降低烟气温度的水，以激烈湍动的、拥有巨大的表面积的颗粒作为载体，在塔内得到充分的蒸发，保证了进入后续除尘器中的灰具有良好的流动状态。
(5)设置了清洁烟气再循环烟道，对烟气量变化有良好的适应性，当吸收塔入口烟气流量低于设计流量的75％时，通过开启再循环烟道调节风挡将清洁烟气循环回脱硫岛入口烟道，使吸收塔塔内和文丘里的流速保持相对稳定。
2)运行参数情况
通过96小时的试运行，试运行期间各参数均已达标。入口SO2浓度为1000～2500mg/Nm3，脱硫后出口SO2浓度低于200mg/Nm3；脱硫率均在90％以上，脱硫率最高可达97.04％；布袋除尘器出口粉尘浓度低于50mg/Nm3。试运行期间，对系统在不同工况条件下的运行情况见表2。
表2脱硫系统试运行记录
从运行记录可以看出，脱硫装置入口SO2浓度远高于设计条件，在不同工况条件下系统运行的各项性能指标均优于设计值。