生物质锅炉烟气超低排放改造技术路线与经济性分析

袁 也，陈 焱，曹文凯，陈成武，洪 杰，刘沁昱，刘少光

（1.江苏省新能源开发股份有限公司，南京 210005；2.上海瀚昱环保材料有限公司，上海 201611）

随着时代的发展，生物质锅炉的大气污染物排放标准逐步提高。目前，发电锅炉的烟气排放执行《火电厂大气污染物排放标准》（GB 13223—2011），蒸汽锅炉的烟气排放执行《锅炉大气污染物排放标准》（GB 13271—2014）。国务院于2018年7月3日发文要求，城市建成区生物质锅炉实施超低排放改造。因此，生物质锅炉面临新的烟气污染物减排问题。

生物质锅炉具有以下特点：炉内温差大，介于700 ～1 100 ℃；烟气含湿量高，介于15%～30%；烟尘中碱（土）金属含量高，大于8%；SO、NO浓度波动大，烧纯生物质时，SO、NO为100 ～250 mg/m，掺烧模板、木材、树皮等时，SO、NO为250 ～ 600 mg/m。这给脱硫、脱硝工艺的选择带来困难，尤其是脱硝：炉膛温度偏低导致选择性非催化还原（SNCR）效率较低且氨逃逸率偏高；碱（土）金属含量高导致无法在省煤器后、空预器前布置中高温选择性催化还原（SCR）装置；催化氧化吸收（COA）、臭氧氧化等工艺运行成本较高，运行稳定性差，存在二次污染问题。若将SCR 装置布置在除尘装置后，则可解决效率低和稳定性差的问题，同时催化剂寿命有保障。本文以江苏省某电厂一台110 t/h 生物质发电锅炉为例，根据烟气特点及现有环保设施情况，提出两种“（半）干法脱硫+低温SCR 脱硝”组合的超低排放改造技术路线，并对其经济性进行对比分析。

1 锅炉现有环保设施及运行情况

1 台110 t/h 高温高压锅炉配置1 台25 MW 纯凝式汽轮发电机组。烟气参数如表1 所示。一是现有脱硫设施采用炉内喷钙脱硫+半干法循环流化床（CFB）脱硫工艺。脱硫设施将锅炉烟气SO由450 mg/Nm降至小于50 mg/Nm，满足当前环保要求。二是现有脱硝设施采用低氮燃烧（分级燃烧加烟气再循环） +SNCR脱硝工艺。锅炉烟气原始NO浓度为350 mg/Nm左右，NO排放小时均值不大于100 mg/Nm。为保证达标排放，炉内采取低氧燃烧运行，导致CO 浓度较高，锅炉热效率降低，渣和飞灰的可燃物含量偏大，炉膛还原性气氛较浓。现有脱硝设施的能力已达极限，NO无法满足50 mg/Nm限值的超低排放要求，且氨逃逸率较高，尾部烟道腐蚀严重。三是现有除尘设施采用旋风除尘+机械预除尘+布袋除尘工艺。排放烟气中颗粒物小于10 mg/Nm，满足当前环保要求。鉴于目前NO排放值偏高、当地环保要求日趋严格的情况，在保留现有脱硝工艺的基础上进行改造，使NO最终排放浓度不大于50 mg/Nm。

表1 烟气参数

2 脱硫脱硝技术概述

2.1 钠基干法脱硫（SDS）技术

将NaHCO细粉喷入温度200 ～260 ℃的烟气中，NaHCO分解成NaCO、HO 和CO。新生成的NaCO有高度反应活性，可自发与烟气中的酸性污染物反应，达到脱除SO等酸性污染物的效果，脱除效率可超过95%，一次性喷入脱硫剂，无须循环。

2.2 半干法循环流化床（CFB）脱硫技术

锅炉尾部空预器、旋风分离器后的烟气从脱硫塔底部进入吸收塔，消石灰通过喷射泵送入吸收塔，水通过安装在吸收塔内的双流体雾化喷嘴喷入吸收塔，烟气通过吸收塔底部的文丘里管加速后进入循环流化床，在吸收塔内脱硫净化。脱硫后的飞灰经过除尘装置除去，一部分灰经返料系统回流到吸收塔，再次参与循环脱硫，另一部分进入仓泵输送到灰库。

2.3 低温选择性催化还原脱硝技术

还原剂（氨气、氨水或尿素溶液）与适量空气均匀混合后，喷入装有催化剂的SCR 反应器中，将烟气中的NO在合适的温度条件下还原成氮气和水，效率最高可超过95%。生物质锅炉烟尘含有较多的Na、K、Ca、Mg 及其他金属元素化合物，这会造成催化剂中毒。在生物质锅炉烟气中，普通的VO-WO/TiO催化剂使用寿命很短，其需要使用抗碱（土）金属和SO影响能力强的专用催化剂。为保护催化剂，生物质锅炉的SCR 脱硝反应器一般设置在滤袋除尘器之后，催化剂宜选用低温型。低温SCR 催化剂主要采用稀土作为活性组分，具有效率高、抗中毒能力强的特点，在生物质行业应用时，相比普通VO-WO/TiO催化剂，其寿命更长。采用低温SCR 脱硝技术，无须将烟温升至大于300 ℃，一般在170 ℃左右运行，削减大量能耗。

3 脱硫脱硝组合工艺方案分析

现有布袋除尘器后的烟温为115 ～125 ℃，不满足低温SCR 脱硝工艺要求，生物质锅炉需要通过加热提高烟温，或者在烟温更高的位置重新布置SCR脱硝装置。结合目前脱硫、脱硝、除尘的设施情况和省煤器、空预器处的温度条件，拟定两种“脱硫+脱硝”组合的超低排放改造技术路线。

3.1 SDS 干法脱硫+低温SCR 脱硝组合工艺（方案一）

若将新增的低温SCR 脱硝反应器布置在烟温≥170 ℃的位置，则可省去烟气加热设备，降低加热能耗。省煤器与空预器之间的烟温为200 ～240 ℃，符合该预期。方案一工艺路线如图1所示。

图1 SDS 干法脱硫+低温SCR 脱硝工艺路线

将现有半干法CFB 脱硫改成反应温度更高的SDS 干法脱硫，原有CFB 脱硫塔可利旧，保留机械除尘。将除尘滤袋更换为耐更高温度的滤袋。由于SDS 干法脱硫烟气温降较小（＜20 ℃），脱硫和除尘后的烟气温度可保持在180 ～200 ℃，烟气随后进入SCR 脱硝反应器。将空预器后移至低温SCR 脱硝反应器出口回收净烟气的热量，使烟温降至100 ℃左右。烟气最后经引风机送入烟囱排放。

该工艺路线主要有7 个优点。一是先脱硫、除尘，后脱硝，减少了烟尘有害物质和硫铵盐对催化剂的毒害作用，可延长催化剂的使用寿命；二是脱硫除尘烟气温降较小，除尘后可直接进行脱硝，再通过余热锅炉/空预器回收热量，系统无须补热或进行烟气-烟气换热器（GGH）换热，系统能耗低，设备投资较小；三是颗粒物、SO、NO可分别除至小于10 mg/Nm、小于35 mg/Nm、小于50 mg/Nm，满足超低排放要求；四是系统简单，投资和运行费用较低，虽然脱硫剂的单价较高，但其运行总阻力低，SCR 脱硝无须补热，脱硫无工艺水，电耗低，能源利用率较高，综合性价比较好；五是进入空预器的烟气为脱硫、除尘、脱硝后的净烟气，空预器不易堵塞；六是改造时拆除CFB 脱硫塔文丘里管，脱硫塔阻力会降低，可部分抵消因烟温升高增加的除尘器阻力和催化剂的阻力，风机可不更换；七是由于净烟气酸露点温度降低，空预器排烟温度可由原来的130 ℃降至100 ℃，按每回收10 ℃烟温可提高1%炉效计算，可提高3%炉效，从而减少蒸汽损失，提高发电量。

3.2 半干法CFB 脱硫+低温SCR 脱硝组合工艺（方案二）

保留现有CFB 脱硫设施，新增GGH 换热器和蒸汽-烟气换热器（SGH）、低温SCR 脱硝反应器等设施。空预器后烟气经脱硫塔、除尘器后，烟温为115 ～125 ℃，经过GGH 换热和SGH 换热，其保持在175 ～185 ℃，烟气进入低温SCR 脱硝反应器，脱硝后烟气经过GGH 回收部分热量，再经引风机送入烟囱排放。方案二工艺路线如图2所示。

图2 半干法CFB 脱硫+低温SCR 脱硝工艺路线

该工艺路线的主要优点有：半干法CFB 脱硫单塔处理能力大，应用较广泛；无须移动空预器和更换滤袋，节省相应的安装费用与高温滤袋更换费用。该工艺路线的不足之处有：CFB 工艺脱硫时，要对烟气进行喷水降温，烟温降低后又需要通过加热将烟温升至180℃左右，以满足SCR 反应温度要求，造成热量浪费，增加了水的消耗；需要增设加热器和换热器，设备投资大；CFB 脱硫塔本身阻力较大，加上新增的SCR 脱硝装置的阻力，需要更换引风机或增设增压风机，电耗较大。

4 经济性对比分析

4.1 主要工作内容和设备组成对比

方案一和方案二的脱硝反应器、催化剂、喷氨系统规模一致，现场仪表、电气、控制系统、管路和阀门组成接近，均需要进行烟道改造。方案一脱硫由CFB 工艺改造为SDS 工艺，脱硫塔可利旧，保留机械除尘，但需要新增小苏打粉仓、研磨机及供料设备，更换高温滤袋，而方案二不需要调整脱硫和除尘系统；方案二需要增加GGH 换热器和SGH 换热器，方案一不需要此设备；方案一需要进行锅炉空预器移位、一次风风道改造，方案二无此工作内容。

4.2 投资对比

经估算，方案一投资成本约为900 万元，方案二投资成本约为924 万元，方案一的初次投资比方案二低，略有优势。

4.3 运行成本对比

方案一脱硝反应温度为180 ～200 ℃，存在少量散热温降现象；方案二脱硫时喷水降温至120 ℃，再通过GGH 换热器和SGH 换热器升至180 ℃左右脱硝。两种改造方案的运行成本对比如表2 所示。按每年运行7 500 h 估算，方案一的直接运行成本为314.25 万元/年，方案二的直接运行成本为978.345 万元/年。方案一的年运行费用约为方案二的32%，且方案一还有余热回收效益，可提高3%炉效，相应增加发电量。由此可见，在运行成本方面，方案一相比方案二具有较大优势。

表2 两种改造方案的运行成本对比

5 结论

从技术优缺点、初次投资和运行成本来看，方案一和方案二都能满足超低排放要求。初次投资方面，方案一略有优势；运行成本和工艺流畅性方面，方案一相比方案二具有较大优势。因此，无论从技术角度还是从经济角度考虑，应将“SDS 干法脱硫+低温SCR 脱硝”组合工艺作为生物质锅炉烟气超低排放改造的优选技术路线。