銀川熱電二期工程為2 ×25 MW 汽輪發電機組、 3 ×150 t/h高溫高壓煤粉爐,其中4#、5#爐采用武漢凱迪公司引進的德國WULFF公司的“回流式煙氣循環流化床干法脫硫(RCFB - FGD) ”技術, 6#爐采用北京清華同方公司自主開發的“煙氣循環流化床干法脫硫”技術. 4#、5#爐脫硫系統已通過驗收并交付使用, 6# 爐脫硫系統尚存在煙氣溫度、脫硫率調節控制跟蹤滯后的問題,對此公司的技術人員與調試單位技術人員共同分析、探討、調整,對上述問題進行了解決.

      1　回流式循環流化床煙氣脫硫技術(RCFB - FGD)原理

      從鍋爐出來的煙氣預除塵,除下約80%粉煤灰綜合利用. 預除塵后的煙氣從循環流化床的底部經過一個文丘里管進入循環流化床反應器, Ca (OH) 2 通過一套噴射裝置從吸收塔底部噴入. 在文丘里管的喉部設噴水裝置,噴入的霧化水增濕了煙氣和吸收劑,形成氣、液、固三相流態化接觸,煙氣中的SO2 等酸性氣體與溶解在液相中的堿性脫硫劑發生快速化學反應,生成CaCO3、CaSO4 等物質,除去煙氣中的大部分SO2.

      帶有大量固體顆粒的煙氣從吸收塔頂部排出,進入后部的布袋除塵器. 部分固體顆粒被除塵器除下后通過再循環系統返回吸收塔,繼續參加反應;部分脫硫灰渣排出,經一個倉泵輸入到脫硫灰庫中,由汽車運出處置. 凈化后的煙氣由引風機排入煙囪排放.

      其化學反應原理是Ca (OH) 2 粉末和煙氣中的 SO2、SO3、HCl、HF等酸性氣體在水分存在的情況下, 在Ca (OH) 2 顆粒的液相表面發生反應. 在回流式煙氣循環流化床內,煙氣、Ca (OH) 2 顆粒及噴入的水分在流化狀態下充分混合,并通過含Ca (OH) 2 脫硫灰渣的多次再循環實現高效脫硫.

      以下是吸收塔內發生的反應:

      Ca (OH) 2 + SO2 = CaSO3 +H2O Ca (OH) 2 + SO3 = CaSO4 +H2O CaSO3 + 1 /2O2 = CaSO4 Ca (OH) 2 + CO2 =CaCO3 +H2O Ca (OH) 2 + 2HCl =CaCl2 + 2H2O Ca (OH) 2 + 2HF =CaF2 + 2H2O

      回流式循環流化床煙氣脫硫系統主要由吸收劑制備、吸收塔、吸收劑再循環系統、后除塵器、工藝水系統、物料輸送系統、控制系統等幾部分組成,其工藝流程見圖1.

      回流式循環流化床脫硫技術的控制系統較簡單, 它的控制主要通過3個部分來實現.

      1)通過控制噴入吸收塔吸收劑的旋轉閥的轉速來控制脫硫效率. 用來吸收SO2 的硝石灰量通過調節硝石灰倉旋轉給料系統的速度進行調節,通過測量出口SO2 含量以及系統運行設定的脫硫率,相應地對旋轉給料系統進行調節.

      2)通過對吸收塔出口煙溫的監測來調節RCFB吸收塔下部的噴水量. 煙氣溫度的高低很大程度上影響著污染物的分離效率, RCFB 技術通過向吸收塔內噴入霧化水來降低煙溫,同時增加煙氣中的水分含量,并進一步優化反應條件. 控制吸收反應溫度在70 ～90 ℃,既能保證較高的脫硫效率,又不會產生固體物料粘結現象,同時也在很大程度上降低了硝石灰的消耗量.

      噴水量的調節通過RCFB - 吸收塔頂部煙氣的溫度測量裝置來進行,設定溫度的設定值應高于RCFB 出口煙氣的露點溫度(70 ℃以上) ,通過回水調節閥的調節來對噴水量進行負反饋正作用調節.

      3)通過對吸收塔進出口煙氣壓力降的監測來控制再循環灰量. 從除塵器灰斗加到RCFB - 吸收塔的物料量,通過吸收塔內循環流化床的差壓和處于一定比率范圍內的煙氣流量進行持續調節,以達到煙氣洗滌的最佳反應條件. 吸收塔差壓是通過置于RCFB - 吸收塔前部和下游的2個負壓測量變壓器測量值來確定的,此值作PID調節器的被調量,設定值是用將差壓按比例分配給煙氣流量的值,進行負反饋反作用調節的.

      2　運行中存在的問題

      2. 1　脫硫效率滯后

      脫硫效率控制原理見圖2.

      公司6#爐脫硫系統開始運行,為快速建立循環流化床,變頻器控制的硝石灰旋轉給料閥以50 Hz/S (最大轉速)噴入硝石灰12 h,達到袋除塵器中料位后,再以15 Hz/ s控制旋轉給料閥36 h. 經過36 h后,排8 h 灰,灰層更新后旋轉給料閥以50 Hz/ s (最大轉速)噴入硝石灰12 h. 再次快速建立循環流化床后,旋轉給料閥以15 Hz/ s運行36 h,每48 h為1個運行周期,達到系統連續運行脫硫率要求.

      上述控制方式投入運行后,脫硫率圍繞著設定值上、下波動,波動范圍為±20%,不準確也不穩定.

      2. 1. 1　原因分析

      未考慮在實際運行中燃燒煤種的變化和煙氣流量隨運行工況的變化,上述原因直接影響煙氣中SO2 總的含量. 另外,吸收劑沒有針對煙氣中的實際SO2 定量加入,也是造成脫硫率控制不準確與不穩定的主要原因.

      2. 1. 2　處理方法

      首先通過測量入口煙氣流量、SO2、O2 含量,煙氣出口SO2、O2 含量,通過對SO2 出口設定值與煙道出口SO2 的實測值進行比較,同時以煙氣流速和O2 含量作為修正因數,利用P ID來控制硝石灰噴粉量的微調 △M ( cao). 利用實測煙氣流量、入口煙氣SO2 含量及出口SO2 設定值,根據系統設計的鈣硫比(Ca /S)及鈣基吸收的主要量(Ccao) ,來計算噴入吸收塔內的鈣基吸收劑主要量M ( cao).

      因此,根據上述結果,可得噴入吸收塔內鈣基吸收劑的質量流量應為

      M cao. q =M ( cao) + △M ( cao)

      在上述計算結果基礎上,通過事先校正的關系,即硝石灰旋轉閥門轉速與鈣基吸收劑質量流量之間關系,采用變頻器來轉換控制旋轉門的轉速,從而達到控制進入吸收塔內吸收劑的量. M ( cao)與△M cao的計算公式如下:

      1 000、106 為單位換算, Qgas式中為煙氣流量, km3 /h; CSO2in為入口SO2 含量, km3 /h; CSO2out為出口SO2 含量, km3 /h; Ccao為氧化鈣的含量,此量作為正反饋為粗調, 設定在90%.

      △M ( cao) = ( P IDout - 5) ×Nmax ×60 ×m

      其中, P IDout為P ID 輸出; Nmax為旋轉給料閥最大轉速 ( rpm) ; 5為經驗值控制在95%以內; m 為旋轉給料閥每轉給料量kg/轉,作為微調,該差值的大小直接反應調節速率,控制在10%.