烟气循环流化床脱硫技术介绍

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烟气循环流化床脱硫技术介绍龙净环保引进循环流化床干法烟气脱硫技术发明人---世界著名环保公司德国鲁奇能捷斯（LLAG）公司具有世界先进水平的第五代循环流化床干法烟气脱硫技术（CFB-FGD），是目前商业应用中单塔处理能力最大、脱硫综合效益最优的一种干法烟气脱硫技术。该工艺已经先后在德国、奥地利、波兰、捷克、美国、爱尔兰、波多黎哥中国等国家得到广泛应用，最大已运行单塔所配机组容量为300MW。1发展历史德国鲁奇能捷斯公司（LLAG）是世界上最早从事烟气治理设备研制和生产的企业，已有一百多年的历史（静电除尘器的除尘效率计算公式——多依奇公式，就是该公司的工程师多依奇先生发明的）。LLAG在上世纪六十年代首先推出了循环流化床概念，此后把循环流化床概念应用到四十多个不同的工艺。LLAG于上世纪七十年代初，在发明循环流化床锅炉的基础上，首创将循环流化床技术（CFB）用于工业烟气脱硫，直至九十年代初，是世界上唯一拥有循环流化床干法脱硫技术的公司，经过三十多年不断完善和提高，目前其烟气循环流化床干法脱硫技术居于世界领先水平。目前LLAG公司的CFB-FGD技术的应用业绩达32台套，居世界干法脱硫第一位，特别是拥有目前世界上唯一真正在运行的300MW机组的业绩。1970～1972年，LLAG公司将循环流化床（CFB）烟气净化工艺在德国Grevenbroich电解铝厂首次获得试验成功，用于脱除电解铝烟气中的HF有害气体。在电解铝烟气净化工艺中，用氧化铝粉作吸收剂，吸收了HF后的氧化铝粉被送入电解炉中进行电解，生产电解铝。1978年，世界上第一台商业循环流化床（CFB）烟气净化装置用于3炼铝行业，吸附HF，处理风量：2×300000Nm/h，HF脱除率达到98%；1980年，LLAG推出了世界上第一台循环流化床（CFB）烟气净化装置用于垃圾3焚烧炉，处理HCl/SO2，吸收剂为熟石灰，处理风量：3×97000Nm/h，HCl脱除率达到95%；1983年，LLAG推出了世界上第一台循环流化床（CFB）烟气净化装置用于电站，3处理SOx，吸收剂为熟石灰，处理风量：245000Nm/h，所有的飞灰通过吸收塔，无需预除尘，产物为飞灰和脱硫物的混合物；1985年，LLAG在BORKEN电厂采用循环流化床（CFB）干法脱硫装置，脱硫1

13率高达97%，燃烧褐煤产生SO2浓度13g/Nm，SO3被几乎全部去除，达到排放标准；1986年，第一次把生石灰消化器应用循环流化床（CFB）烟气净化装置，同把熟石灰直接应用相比，大大节省了运行费用，当烟气中SO2含量高达50%时，循环流化床（CFB）系统可在很短的时间里适应SO2浓度的剧增，达到排放标准；1986年，LLAG推出世界上第一台循环流化床（CFB）烟气净化装置用于水泥行业；1988年，LLAG推出第一台循环流化床（CFB）烟气净化装置可适应负荷从15%到120%变化，两台锅炉共用一台装置；1993年，LLAG推出第一台循环流化床（CFB）烟气净化装置将石灰石注入锅炉，再通过后部的循环流化床（CFB）反应器注水降温和利用产生剩余石灰进行脱硫；1995年，LLAG推出五台锅炉共用一个循环流化床（CFB）反应塔，特别有利于老厂改造；2002年，LLAG推出单机单塔300MW的CFB-FGD投入实际工业运行，处理风3/量为97.2万Nmh；2002年，LLAG推出目前设计脱硫效率最高的CFB-FGD投入运行，设计脱硫效率为99.7%。2004年10月，山西华能榆社电厂2×300MW机组单机单塔脱硫除尘岛正式投运，，3处理风量为110万Nm/h，设计脱硫效率为91%。目前试验脱硫效率达到98.4%。2主要化学反应原理从锅炉的空气预热器出来的一般为120～180℃左右的烟气，从底部通过文丘里管进入吸收塔流化床内。在文丘里管出口扩管段设一套喷水装置，创造了良好的脱硫反应温度，在循环流化床内主要化学反应原理如下：（1)在自然界垂直的气固两相流体系中,在循环流化床状态(气速4~6m/s)下可获得相当于单颗粒滑落速度数十至上百倍的气固滑落速度。由于SO2与氢氧化钙的颗粒在循环流化床中的反应过程，是一个外扩散控制的化学反应过程，通过气固间大的滑落速度，强化了气固间的的传质、传热速率和气固混合，从而满足了二氧化硫与氢氧化钙高效反应的条件要求。(当气速>10m/s时，气固滑落速度相当于单颗粒滑落速度)。（2)吸收塔的流化床中巨大表面积的、激烈湍动的颗粒，为注水的快速汽化和2

2快速可控的降温提供了根本保证，从而创造了良好的化学反应温度条件(露点以上20~30°C)，使二氧化硫与氢氧化钙的反应转化为瞬间完成离子型反应，如果没有循环流化床中大量颗粒的参与，注入的水需要数十倍的空间来完成水份充分的挥发。（3)通过颗粒的激烈湍动导致颗粒之间不断的碰撞，使脱硫剂氢氧化钙颗粒的表面得到不断的更新，以及脱硫灰的不断再循环使用，从而大大提高了氢氧化钙的利用率。（4)在循环流化床内，SO2与Ca（OH）2的反应生成副产物CaSO3·1/2H2O，同时还与SO3、HF和HCl反应生成相应的副产物CaSO4·1/2H2O、CaF2、CaCl2等。主要化学反应方程式如下：Ca(OH)2+SO2=CaSO3·1/2H2O+1/2H2OCa(OH)2+SO3=CaSO4·1/2H2O+1/2H2OCaSO3·1/2H2O+1/2O2=CaSO4·1/2H2OCa(OH)2+CO2=CaCO3+H2OCa(OH)2+2HCl=CaCl2·2H2O（～75℃）（强吸潮性物料）2Ca(OH)2+2HCl=CaCl2·Ca(OH)2·2H2O（＞120℃）Ca(OH)2+2HF=CaF2+2H2O（从上述化学方应方程可以看出，Ca(OH)2应尽量避免在75℃左右与HCl反应）（5)循环流化床烟气脱硫区别于其它诸如烟道反应器脱硫（烟气流速在烟道反应器内的流速高达15m/s以上，几乎没有滑落速度）、旋转喷雾法脱硫（颗粒粒径大于200μm，缺少足够的表面积）的一个很大的特点是：由于吸收塔内颗粒巨大的表面积－和激烈的湍动，将烟气中的SO3、Cl等完全去除，保证了后续设备特别是电除尘器或布袋除尘器不发生腐蚀。3最新技术进展LLAG公司于上世纪七十年代初，利用循环流化床特有的化学反应机制，首创将循环流化床技术（CFB）用于工业烟气脱硫，至今循环流化床干法脱硫技术已经过三十多年不断完善和提高，特别是九十年代末，LLAG对CFB-FGD技术做了重大技术革新，完全可以保证在Ca/S为1.2左右，实现高达90%以上的脱硫率，目前火电厂脱硫项目已实现的最高脱硫率为97%（Ca/S为1.36）；大大提高了脱硫装置运行的稳定性，其最新技术进展如下：3

3（1)采用流线型的底部进气结构，保证了吸收塔入口气流分布均匀为了适应单塔处理大烟气量，必须采用多文丘里管的结构，采用多个文丘里管的吸收塔，要求进入塔内的烟气流场分布较为均匀，否则因各个文丘里管流速差异较大，可能导致固体颗粒物从某个喷嘴向下滑落。为了解决布气不均匀造成塔内固体颗粒分布不均匀的问题，吸收塔进气方式采用流线型的底部进气结构（见下图1），避免了两股气流对撞产生涡流，从而保证了吸收塔入口气流分布均匀。图1入口结构演变与发展示意图（2)采用独特的清洁烟气再循环技术，吸收塔内操作气速不随锅炉负荷变化而变化。清洁烟气再循环技术原理：利用吸收塔进口烟道的静压低于引风机出口静压，不需要另外安装抽气风机，通过再循环烟道将引风机下游的部分净化烟气，根据负荷变化情况，调节烟道风挡来调节再循环到吸收塔进口烟道中的净化烟气的流量，使文丘里喷嘴的流速保持相对稳定。这一技术已在CFB-FGD项目中得到广泛应用，特别是调峰机组和多炉共用一个吸收塔的工艺布置。清洁烟气再循环的流程见下图2。4

4图2清洁烟气再循环示意图清洁烟气再循环技术特点：1)可以满足不同的锅炉负荷要求。锅炉负荷在10%～110%范围内变化，进入塔内的烟气流场分布较为均匀，操作气速相对稳定，否则因各个文丘里管流速差异较大，可能导致固体颗粒物从某个喷嘴向下滑落。2)吸收塔喷水点最佳位置不变，充分保证系统物料的含水率在1%以内，从而确保后续除尘设备及脱硫灰再循环系统的正常稳定运行3)降低系统运行压降，吸收塔的压降由烟气压降和固体颗粒压降两部分组成（见下图3）。由于循环流化床内的固体颗粒浓度（或称固－气比）是保证流化床良好运行的重要参数，在运行中只有通过控制吸收塔的压降来实现调节床内的固－气比，以保证反应器始终处于良好的运行工况，从而保证了床内脱硫反应所需的固体颗粒浓度。5

5DP2,total无清洁烟气再循环有清洁烟气再循环DP1,totalDP2,gasPDDPsolidsloadingDP1,gasDPmin,gas40%BoilerLoad100%BoilerLoadUg(m/s)图3压降与烟气流速的关系图DP：烟气压降；DPmin，gas：最小空塔压降；DPsolidsloading：脱硫反应所需的颗粒负荷；DP1gas：有清洁烟气再循环的空塔压降；DP1total：有清洁烟气再循环的总压降；DP2，gas：无清洁烟气再循环的空塔压降；DP2，total：无清洁烟气再循环的总压降；Ug：烟气流速。（3)吸收剂和脱硫再循环灰的加入口改到吸收塔文丘里管下部。龙净环保引进的脱硫技术，为了提高脱硫副产品的流动性，避免粘结效应，改善脱硫系统的运行条件，利用消石灰与氯离子在不同反应温度段的反应生成物不同的特点，LLAG创造性地将吸收剂与脱硫再循环灰的加入口，改到吸收塔文丘里管下部，其主要作用：1)使吸收剂与再循环脱硫灰提前与烟气中SO2等酸性气体接触反应；6

62)利用烟气热量加热和快速干燥再循环灰，改善再循环灰的流动性；3)使消石灰和氯离子在烟道内120℃以上温度下反应生成吸潮性较差、不易凝结的碱式氯化钙（CaCl2·Ca(OH)2·H2O）。4)吸收塔文丘里段脱硫灰浓度高，且速度较大，其存在一定的磨损，众所周知，直管段边壁速度为零，因此文丘里直管段磨损很小，磨损主要发生在文丘里入口喇叭段，但龙净脱硫技术将脱硫灰和Ca（OH）2在文丘里管前面加入，脱硫灰和Ca（OH）2较软，且一般只有5μm，相对于中位粒径一般在几十微米的锅炉烟尘，容易吸附在锅炉烟尘上，这样使锅炉烟气中较硬的烟尘得到软化，对文丘里管喇叭入口的起到保护作用。该项技术从1996年就开始在捷克PILSEN电厂成功投入商业运行，至今已有十多套采用该项技术进行设计与应用的项目。这一技术已取得专利。如果在吸收塔的低温段（烟温为70~80℃）注入吸收剂和循环脱硫副产物，消石灰与氯离子反应生成易吸潮的氯化钙（CaCl2.·2H2O），一是易造成塔内物料粘壁，二是灰的流动性下降，不利于脱硫副产物的处置。另外，文丘里入口喇叭段的设计采用特殊的耐磨结构和材料，最大限度地延长文丘里管段的使用寿命。同时为了检修方便，这一耐磨结构设计成可以非常方便地更换和维护，充分保证了脱硫系统的使用寿命，据国外运行实例证明，捷克Pilsen电厂的文丘里管自1997年运行至今，一直保证连续正常运行。（4)经过多年的试验和改进，已于九十年代中后期找到了正确的注水位置。循环流化床脱硫工艺在八十年代后期已能做到脱硫效率达到90%，之所以没有大面积推广应用，最主要的原因是无法找到正确的注水位置。错误的注水可导致低的水的汽化效果，在循环流化床内湿壁结灰，影响电除尘器工作，降低物料流动性及造成物料流动通道堵塞，使脱硫系统无法可靠、稳定的运行。然而循环流化床脱硫反应器水的注入除选择正确的喷嘴外，其注入位置的选择既要考虑该处的颗粒浓度，又要考虑该处的颗粒湍动能量。经过鲁奇两代技术人员的共同努力，已于九十年代中后期解决了上述问题，找到了正确的注水位置，目前在吸收塔上已不需要开许多注水孔。新旧吸收塔的注水孔对比见下图4。7

7早期最新图4新旧吸收塔的注水孔对比图（5)循环流化床出口取消扩大段（见下图5），克服了安全隐患，解决了在出口扩大段由于烟气流速降低造成絮状物解体，形成不可控物料内循环，增大循环流化床压降和能耗问题。早期最新图5新旧吸收塔出口段对比图8

84循环流化床烟气脱硫系统工艺布置特点循环流化床烟气脱硫系统（CFB-FGD）典型工艺布置由吸收塔、脱硫除尘器、脱硫灰循环、高压水系统、吸收剂制备系统以及仪控系统等组成，如图6所示。该系统中的吸收塔、脱硫除尘器为主要工艺设备，占地面积约为整个脱硫除尘岛的三分之二以上，其他的工艺设备为辅助设备，因此在脱硫除尘系统的工艺布置设计中应该优先考虑主要设备的布置，且尽量布置在锅炉的主中心线上，再将辅助工艺设备围绕吸收塔周围布置。下面从新建电厂和已建电厂两种情况配套CFB-FGD系统，对工艺布置特点的简单介绍：（1）典型的CFB-FGD系统工艺布置方式图6典型CFB-FGD系统示意图对新建电厂的炉后CFB-FGD系统的工艺布置方式通常为锅炉空预器一级除尘器（ESP1）吸收塔脱硫除尘器（ESP2或FF）引风机烟囱。该流程中的一级除尘器的设置目的是为了收集部分经济效益较高的粉煤灰，减少脱硫灰量，一般ESP1的设计除尘效率为70～90%（具体根据业主要求）。当业主不考虑粉煤灰的综合利用，烟气可直接进入吸收塔。吸收剂制备系统、高压水系统、脱硫灰循环等为辅助工艺设备，为满足脱硫工艺9

9的要求，吸收剂制备系统应该尽量布置紧靠吸收塔的旁边（如侧部），以减少吸收剂加入点到吸收塔的距离。高压水系统的工艺水箱布置在吸收塔底地面上，水泵安装在水箱边，以便向吸收塔和消化器供水。脱硫灰系统布置在ESP2灰斗下部，空气斜槽、灰斗等的流化风机布置地面的空地处，便于检修。在CFB-FGD系统工艺布置中，通常有以下两种情况：1）场地宽裕时，典型的布置为采用ESP1两个（或一个）进出口，吸收塔一个进出口，ESP2两个出口的方式，引风机布置在ESP2与烟囱之间。2）场地紧张时，吸收塔入口采用双进口、或引风机布置在除尘器的底部，或者在ESP2的出口烟道进行特殊布置设计。（2）对已建电厂脱硫除尘改造的布置方式已建电厂的大部分布置方式为图7所锅炉除尘器引风机烟囱。一般已建电厂在建设初期大部分未预留脱硫场地，在新增脱硫系统改造设计时应充分考虑场地条件。锅炉引风机烟囱除尘器图7现有电厂的典型炉后除尘布置示意图对已建电厂新增脱硫系统改造的典型工艺布置可以归纳为以下几种方式：1）第一种为在原有除尘器引风机后增设一套CFB脱硫系统，如图8所示。该改造方式要求原引风机后（或烟囱旁边）有场地可用于CFB脱硫的布置。它的最大优点是可在原来锅炉机组不停运的情况下即可进行脱硫改造。该布置方式比较适合于多台炉共用一套CFB脱硫系统。10

10新增CFB系统锅炉吸收引风机引风机塔脱硫除烟囱除尘器尘器图8已建电厂新增CFB脱硫系统典型布置方式（一）新增CFB系统锅炉吸收塔引风机除尘器烟囱图9已建电厂新增CFB脱硫系统典型布置方式（二）2）第二种为在现有除尘器与锅炉之间增设一套CFB吸收塔，如图9所示。该改造方式要求除尘器与锅炉之间的空间可以用来布置CFB吸收塔。同时由于新增CFB吸收塔后，系统阻力增加，要求原设计的引风机有全压裕量(或进行改造)；同时由于除尘器的入口粉尘负荷加大，对原有的除尘器应该进行扩容增效，例如可以在原电除尘器的基础上增加电场数，增加收尘面积，或者可以把原电除尘器的后级电场改造为布袋除尘器（见图10）。该方式的优点是投资较少，占地少，改造周期短，比较适合场地紧张的机组改造。11

11吸收塔布袋除尘器烟囱原电除尘器锅炉石灰仓至脱硫灰仓图10已建电厂新增CFB脱硫系统典型改造方案图3）第三种方式为把原来的炉后设备全部拆除，重新建设一套完整的CFB脱硫除尘系统，如图11所示。该改造方式一般适合于机组运行年限长，除尘器已无法满足环保要求（如水膜除尘器），需要进行全新改造。该方式的投资相对较大，改造周期较长。新增CFB系统锅炉吸收塔引风机烟囱除尘器图11已建电厂新增CFB脱硫系统典型布置方式（三）12

125干法脱硫装置业绩烟气循环流化床脱硫工艺(CFB-FGD)业绩表（部分）SO2HClHF粉尘用户原烟气原烟气原烟气原烟气进出口排放源/预除尘CFB除尘烟气量（mg/Nm3）（mg/Nm3）（mg/Nm3）（mg/Nm3）订合同投运地区3烟气温度吸收剂燃料(exiting)(new)（Nm/h)0净烟气净烟气净烟气净烟气时间时间（C）国家（mg/Nm3）（mg/Nm3）（mg/Nm3）（mg/Nm3）效率（%）效率（%）效率（%）效率（%）VANBonn60电解铝110-1ToegingESPESP2×300,000--1Al2O3Dec-78Jun-80废气6030德国98VAWBonn150电解铝110-2NorfESPESP8×300,000--1Al2O3Dec-80Apr-82废气6030德国99VAWBonn5001,50050002603Schwandor城市垃圾-ESP3×97,0002007575Ca(OH)2Dec-80Sep-82260德国609598.5BayemwerkMnchen4,25016,0001654Schwandorf硬煤-ESP1×245，000200--150Ca(OH)2Der83Nov-8475德国9599.5KWBorken13,000Preussenelektra16516,0005褐煤-ESP1×620，000400--Ca(OH)2Mar-85Dec-87Hannover758097德国13

13烟气循环流化床脱硫工艺(CFB-FGD)业绩表（部分）SO2HClHF粉尘用户原烟气原烟气原烟气原烟气进出口3333地区排放源/预除尘CFB除尘3（mg/Nm）（mg/Nm）（mg/Nm）（mg/Nm）订合同投运烟气量（Nm/h)烟气温度吸收剂燃料(exiting)(new)0净烟气净烟气净烟气净烟气时间时间国家（C）（mg/Nm3）（mg/Nm3）（mg/Nm3）（mg/Nm3）效率（%）效率（%）效率（%）效率（%）KW2,700Siersdorf1302,000CaO/6硬煤ESPESP1×363，00020012525Jul-86Apr-88EBVHerzogenrath6550Ca(OH)293德国Buendner3,6002,000Cementwer水泥生料115CaCO3/7-ESP1×260，000400--50Jul-86Apr-88Untervaz/硬煤70Ca(OH)28997.5瑞士AdamOpelAG2,700150160171508Rsseishim无烟煤ESPESP1×180,000200Ca(OH)2Aug-88Mar-907020130德国92DKKiagenfurt2400无烟煤1501,000CaO/9ZeltwegESPESP1×600，000200--Mar-91Jan-93或褐煤7050Ca(OH)2奥地利92DKKiagenfurt25002,500无烟煤150CaO/10St.Andr-布袋1×450，00020030Mar-93Aug-94或褐煤70Ca(OH)2奥地利9298.814

14烟气循环流化床脱硫工艺(CFB-FGD)业绩表（部分）SO2HClHF粉尘用户原烟气原烟气原烟气原烟气进出口3333地区排放源/预除尘CFB除尘烟气量（mg/Nm）（mg/Nm）（mg/Nm）（mg/Nm）吸收剂订合同投运3烟气温度燃料(exiting)(new)（Nm/h)0净烟气净烟气净烟气净烟气时间时间国家（C）（mg/Nm3）（mg/Nm3）（mg/Nm3）（mg/Nm3）效率（%）效率（%）效率（%）效率（%）BlakHills3,9006,000Power&li145CaO/11无烟煤-ESP1×440，00080--14Feb-93Apr-95Gilette/Wyoming70Ca(OH)29899.9美国RoanokeValleyEnergweldon/3,85015512,50012NothCarolinaEBV无烟煤-布袋1×170,000270--Ca(OH)2Dec-92Feb-957014Herzogenrath93美国Plzenska5,2006518Teplerenska200400CaO/13褐煤-布袋1×688，0001,49011Oct-95Sep-97Plzen7550Ca(OH)2719894捷克Stadtwerke1,955301.59,50015014Frankfurt/Oder褐煤-布袋1×115，00025010120Ca(OH)2Nov-95Aug-9775德国87673.399.8Setuza.a.s2,900ESP或140305020015Usti.n.l褐煤布袋1×290,000200Ca(OH)2Jun-97Sep-98布袋755550捷克93AES3603712,000来自CFB13816Guayama硬煤-ESP2×972，0003030-20锅炉Oct-00May-270波多黎各929799.8的飞灰15

15烟气循环流化床脱硫工艺(CFB-FGD)业绩表SO2HClHF粉尘用户原烟气原烟气原烟气原烟气进出口3333地区排放源/预除尘CFB除尘烟气量（mg/Nm）（mg/Nm）（mg/Nm）（mg/Nm）订合同投运3烟气温度吸收剂燃料(exiting)(new)（Nm/h)0净烟气净烟气净烟气净烟气时间时间国家（C）（mg/Nm3）（mg/Nm3）（mg/Nm3）（mg/Nm3）效率（%）效率（%）效率（%）效率（%）Treibacher14,0001002LndustrieAG冶炼回转220217布袋布袋1×38，0004010.1Ca(OH)2Feb-93Apr-95Treibach窑尾气75299.79995奥地利Electricitty70007510760来自CFBsupplyboard16018泥煤-布袋1×612，000200530锅炉Aug-1Nov-2Shannonbridge8597.19399.7的飞灰爱尔兰Electricitty30007510760来自CFBsupplyboard16019泥煤-布袋1×414,000200530锅炉Aug-2Jun-4Shannonbridge8593.39399.7的飞灰爱尔兰48603350012020中国山西贫煤ESPESP2×1100000486100CaOApr-2003Jul-2004759099.735382319014121中国山东无烟煤ESPESP51000031880CaOSep-2004Sep-2005739199.7126714.614122中国甘肃褐煤ESPESP2×50000013050CaOJun－2005Jun-2006759099.716