Abstract：Nowadays，most processing mode of the garbage disposal is to be burned around the world, and then the garbage will be sent to the landfill. But the waste gas from the garbage disposal of burning, especially the acid gases of containing sulfide is filled with great damage to the environment. So, desulphurization technology research and development will help to flue gas desulfurization process. SDA, as a kind of desulfurization technologies which is easy to realize with the advantage of high desulfurization efficiency and reducing energy waste, is being improving and used widely gradually.

Keywords：municipal solid waste, desulfurization technology, SDA

1．引言

通过适当的热分解、燃烧、熔融等反应，使垃圾经过高温下的氧化作用进行减容，成为残渣或者熔融固体物质的过程。垃圾焚烧设施必须配有烟气处理设施，防止重金属、有机类污染物等再次排入环境介质中。回收垃圾焚烧产生的热量，可达到废物资源化的目的[1]。垃圾焚烧是一种较为传统的垃圾处理方法，由于垃圾用焚烧法处理后，减量化效果显著，节省用地，还可消灭各种病原体，将有毒有害物质转化为无害物，故垃圾焚烧法已成为城市垃圾处理的主要方法之一。

随着国内经济发展迅速，人民的生活水平不断提高，城市垃圾量的不断增加。城市的垃圾总量，年增长速度为8%。目的，城市生活垃圾90%都采用填埋处理。垃圾的无害化处理不到1/3[1]。国内垃圾焚烧工程正处于蔓延趋势，每个省市都在建设或准备建设垃圾焚烧发电厂，国内垃圾焚烧项目在中国的迅速上马扩展，其原因是多方面的，但主要原因可以归纳如下：第一，城市生活垃圾处理压力日趋严重。第二，国内经济对电力的巨大需求。

垃圾焚烧处理在国外应用较为普遍，可以实现垃圾资源化和减量化的处理程度高。城市垃圾焚烧技术能使生活垃圾减重78%，减量67%以上。将生活垃圾焚烧厂建立在城市周围区域，可以向城市居民提供电能或热能，产生很好的经济效益。目前，垃圾焚烧发电已成为经济发达国家处理生活垃圾的主要方法，并且成为电力行业的重要组成部分。应用计算机控制技术可以使生活焚烧炉运行处于良好运行状态，配备的尾气处理设备和排放监测手段，可以减少焚烧作业对大气造成的二次污染。西方发达国家的垃圾焚烧炉皆配有良好的烟尘净化装置，减轻对大气的污染。

目前，焚烧法处理生活垃圾在我国已经受到重视，特别是经济比较发达的城市正积极筹建垃圾焚烧厂，垃圾焚烧发电在我国进入了应用阶段。当前，我国的一些中小城市也在积极探讨垃圾焚烧处理可行性，推行垃圾焚烧技术。因此，中国的垃圾焚烧处理市场非常广阔。但是现有的和正在筹建的垃圾焚烧处理厂，主要是以引进国外技术和设备为主，设备费和运行费均较高，因此，垃圾焚烧处理的最终发展应是在吸收、消化引进的过程中逐步实现焚烧技术和没备的国产化或部分国产化。

2.相关背景

2.1工艺背景

可燃的生活垃圾基本上是有机物，由大量的碳、氢、氧元素组成。有些还含有氮、硫、磷和卤素等元素。这些元素在燃烧过程中与空气中的氧气起反应，生成各种氧化物或部分元素的氢化物。有机碳的焚烧产物是二氧化碳气体，有机物的焚烧产物是水。若有氟或氯存在，也可能有它们的氢化物生成。垃圾中的有机硫和有机磷，在焚烧过程中易生成二氧化硫或三氧化硫以及五氧化二磷。有机氮化物的焚烧产物主要是气态的氮，也有少量的氮氧化物生成。由于高温时空气中氧和氮也可结合生成一氧化氮，相对空气中氮来说，生活垃圾中的氮元素含量很少，一般可忽略不计。

有机氟废物的焚烧产物是氟化氢，若体系中氢的量不足以所有的氟结合生成氟化氢，可能出现四氟化碳或碳酰氟（COF2），除非有其它元素存在，例如金属元素，它可与氟结合形成金属氟化物。添加辅助燃料（CH4、油品）增加氢元素，可以防止四面八方氟化碳或碳酰氟（COF2）的生成。有机氯化物的焚烧产物是氯化氢[2]。由于氧和氯的电负性相近，存在着下列可逆反应：

4HCl + O2  2Cl2 +2H2O

当体系中氢量不足时，有游离的氯气的生。添加辅助燃料（天然所或石油）或较高温度的水蒸气（约莫1100℃）可以使上述反应向左进行，减少废气的含量。

烟囱部位的烟气成分的值与垃圾组成、燃烧方式、烟气处理设备有关，垃圾焚烧产生的烟气与其他燃料燃烧产生的烟气在组成上相差较大。同其他烟气相比，垃圾焚烧烟气的特点： HCl和O浓度特别高，粉尘中的盐分（氯化物和硫酸盐）特别高，下表1为城市生活垃圾与其他燃料燃烧产生的烟气组成对比。

表1垃圾与其他燃料燃烧产生的烟气组成对比[3]

Table 1 Smoke gas from the burning of garbage and other fuel composition

成分	颗粒物/	NOx/	SOx/	HCl/	H2O/	温度/
燃料	（mg/Nm3）	(mg/L)	(mg/L)	(mg/L)	(mg/L)	℃
LNG、PPG	~10	50~100	0	0	5~10	250~400
低硫磺重油原油	50~100	100	100~300	0	5~10	270~400
高硫磺重油	100~500	100~500	500~1500	0	5~10	270~400
碳	100~25000	100	500~3000	~30	5~10	250~300
城市垃圾	2000~5000（除尘器前）	90~150	20~80	200~800	15~30	200~250
	2~100（除尘器前）

焚烧过程中一些物质会产生有害气体，有害气体也会和粉尘反应，成为粉尘的一部分。垃圾中也挥发性氯元素转化为HCl的转化率为100%，燃烧性硫转化为SOX的转化率为100%，氯元素转化为NOx的转化率为10%[3]。

800℃以上，NO和SO2是稳定的化学形态；300℃以下时，NO2、SO3或H2SO4是稳定的化学状态。但是，300℃以下的烟气实测数据显示，NOx和SOX的95%以上为NO和SO2。在高温条件下，通过平衡计算的结果与实测值比较接近；而低温条件下，由于停留时间短，计算结果与实测值差异较大。300℃以下，HgCl2是稳定的化学状态。大型焚烧炉的烟气温度在300℃以下，气体中的Hg几乎都HgCl2形式存在，90%是水溶性的。

烟气中HCl来源于含氯的塑料，SOX来源于纸张和厨房垃圾。烟气中的HCl与粉尘中的碱性成分易发生反应。SOX易与粉尘中的碱性成分和氯化物发生反应。烟气中汞（Hg）的化学形态在炉内基本上是汞蒸气，以燃烧室、静电除尘器后基本转变为氯化汞（HgCl2）[4]。重金属、盐分在高温炉内部分气化，但在烟气冷却过程中凝聚，成为粉尘。下表2为烟气中污染物的来源、产生原因及存在形态。

表2烟气中污染物的来源、产生原因及存在形态

Table 2 Sources of pollutants in flue gas, causes and existing forms

污染物		来源	产生原因	存在形态
酸性气体	HCl	PVC、其他氯代碳氢化合物	--	气态
	HF	氟化碳氢化合物	--	气态
	SO2	橡胶及其它含硫组分	--	气态
	HBR	火焰延缓剂	--	气态
	NOX	丙烯腈、胺	热NOX	气态
CO与碳氢化合物	CO	--	不完全燃烧	气态
	未燃烧的碳氢化合物	溶剂	不完全燃烧	气、固态
	二噁英、呋喃	多种来源	化合物的离解及重新合成	气、固态
颗粒物		粉末、沙	挥发性物质的凝结	固态
重金属	Hg	温度计、电子元件、电池	--	气态
	Cd	涂料、电池、稳定剂、软化剂	--	气、固态
	Pb	多种来源	--	气、固态
	Zn	镀锌原料	--	固态
	Cr	不锈钢	--	固态
	Ni	不锈钢Ni-Cd电池	--	固态
	其他		--	气、固态

2.2烟气排放危害

高温产生严重的二次污染。

无论使用国产还是进口设备，无论是老式焚化炉还是新型焚化设施，依然是排放二恶英的源头。虽然通过烟气排放的二恶英及重金属数量减低，然而在灰烬中的二恶英及重金属含量却相应提高,灰烬仍然需要填埋并产生二恶英污染。

垃圾焚烧产生大量的有毒物质，其中最为危险的是人类一级致癌物中毒性最强的二恶英（DIOXINs，DXNs）。二噁英主要是由垃圾中的塑料制品焚烧产生，它不仅具有强致癌性，而且具有极强的生殖毒性、免疫毒性和内分泌毒性，这种比氰化钾毒性还要大1千多倍的化合物由于化学结构稳定，亲脂性高，又不能生物降解，因而具有很高的环境滞留性[5]。

垃圾焚烧后,废气中的二噁英或者被人和动物直接吸入,或者通过空气飘落到了土壤和水中；二恶英含量很高的固体废物和废水可能通过地下水渗透。借助于水生和陆生食物链, 最终被人们食用。

3.焚烧发电厂烟气特点

20081025235 该项目中垃圾焚烧发电厂（图1），HCl的产生量约2352.77 t/a，经烟气净化处理后排放量约89.63 t/a;SO2的产生量约1232.4 t/a，经烟气净化处理后排放量约336.11 t/a;烟尘产生量约5108.88 t/a，经半干塔及袋式除尘器净化后，大颗粒的烟尘被除去，排放量约56.02t/a;经活性炭吸附及布袋除尘器处理后，重金属的排放浓度可达到汞、镉、铊及其化合物≤0.05mg/m3，锑、砷、铅、铬、钴、铜、锰、镍、钒及其化合物≤1mg/m3;经SNCR系统脱销后，NOx的排放浓度控制在200mg/Nm3。垃圾焚烧产生的烟气具有如下特点[6]：

（1）烟气含湿量大。垃圾的含水率高，而且在燃烧中一些碳氢化合物也生成水蒸汽，一般烟气含湿量在23%-30%。

（2）垃圾中成分复杂。垃圾燃烧后会产生有毒、有害成分，其中包括一些微量的重金属。

（3）烟气成分复杂。烟气中不但含有O2、SOx、CO2、NOx等外，还有HCl、HF等酸性气体，水蒸气，总烃(THC)。

（4）燃烧中还可能产生二恶英和呋喃等致癌物质，对人体极其有害。

（5）烟气中粉尘粒径细、黏度高。

（6）每台余热锅炉出口烟气主要参数如下：烟气流量3.9万m3/h，烟气温度200℃，烟尘质量浓度4650mg/m3，HCl510mg/m3，SOx 670mg/m3，NOx400mg/m3，二恶英1.0mg/m3。

4.烟气净化系统概况

4.1工艺流程

垃圾焚烧炉产生的烟气从余热锅炉出口先进入喷雾反应除酸塔，其中的酸性气体与在塔顶中部喷入的石灰浆进行中和反应，再由反应塔出口起始端喷入活性炭，将烟气中的重金属与二恶英吸附后进入袋式除尘器。袋式除尘器将烟气中的颗粒污染物、中和反应物、活性炭以及被吸附的污染物加以捕集、净化，洁净烟气则由除尘器出口管道通过引风机由烟囱向外排放[7]。

4.2活性炭喷射装置

陕西省该项目活性炭消耗总量(3条垃圾处理生产线)为27.9kg/h(100%MCR)(纯度为90%)，由供货商负责用专用车运至本厂烟气净化系统的活性炭厂地。全厂配置1台25m3的活性炭仓，再通过装料葫芦吊将活性炭装入仓内，活性炭仓上配有高、低料位计、仓顶除尘器、真空压力释放阀、仓壁振动器和人孔等附属设施。活性炭仓容积保证全厂7天以上的用量。活性炭给料为连续作业，活性炭利用空气输送，设鼓风机4台(3台运行，1台备用)。

4.3袋式除尘器

该项目运作过程采用带旁通的低压喷吹脉冲袋式除尘器收集烟气中的烟尘。除尘器由支架、灰斗及伴热、箱体及旁通烟道、循环加热风系统、滤袋、喷吹清灰装置、卸灰阀及脉冲控制仪等几部分组成，为单元组合式结构。滤袋材质为聚四氟乙烯覆膜的滤料，具有耐酸碱性能好、清灰再生能力强、过滤效率高、运行持久、阻力低和憎水性好等特点，使用寿命3年以上，龙骨采用不锈钢制作。为避免烟气结露而影响袋式除尘器的正常工作，除尘器设有完善的整体保温措施[8]。

5．脱硫技术的研发与应用

烟气脱硫（FGD）（图2）是工业行业大规模应用的、有效的脱硫方法。按照硫化物吸收剂及副产品的形态，脱硫技术可分为干法、半干法和湿法三种[9]。干法脱硫工艺主要是利用固体吸收剂去除烟气中的SO2，一般把石灰石细粉喷入炉膛中，使其受热分解成CaO，吸收烟气中的SO2，生成CaSO3，与飞灰一起在除尘器收集或经烟囱排出。湿法烟气脱硫是采用液体吸收剂在离子条件下的气液反应，进而去除烟气中的SO2，系统所用设备简单，运行稳定可靠，脱硫效率高。干法脱硫的最大优点是治理中无废水、废酸的排出，减少了二次污染；缺点是脱硫效率低，设备庞大。湿法脱硫采用液体吸收剂洗涤烟气以除去SO2，所用设备比较简单，操作容易，脱硫效率高；但脱硫后烟气温度较低，设备的腐蚀较干法严重[10]。

图2烟气脱硫简易流程

Fig. 2 Simple flue gas desulfurization process

5.1石灰石（石灰）-石膏湿法烟气脱硫工艺

石灰石（石灰）湿法脱硫技术由于吸收剂价廉易得，在湿法FGD领域得到广泛的应用。
　　以石灰石为吸收剂反应机理[11]为：
　　吸收：SO2（g）→ SO2（L）+H2O → H++HSO3- → H+ +SO32-　
　　溶解：CaCO3（s）+H+ → Ca2++HCO3-
　　中和：HCO3- +H+ →CO2（g）+H2O
　　氧化：HSO3-+1/2O2→SO32-+H+ 　
　　SO32- +1/2O2→SO42-　
　　结晶：Ca2++SO32- +1/2H2O →CaSO3·1/2H2O（s）
　　该工艺的特点是脱硫效率高（>95%）、吸收剂利用率高（>90%）、能适应高浓度SO2烟气条件、钙硫比低（一般<1.05）、脱硫石膏可以综合利用等。缺点是基建投资费用高、水消耗大、脱硫废水具有腐蚀性等。

5.2海水烟气脱硫

海水烟气脱硫工艺是利用海水的碱度达到脱除烟气中二氧化硫的一种脱硫方法。脱硫过程不需要添加任何化学药剂，也不产生固体废弃物，脱硫效率>92%，运行及维护费用较低。烟气经除尘器除尘后，由增压风机送入气-气换热器降温，然后送入吸收塔。在脱硫吸收塔内，与来自循环冷却系统的大量海水接触，烟气中的二氧化硫被吸收反应脱除，海水经氧化后排放。脱除二氧化硫后的烟气经换热器升温，由烟道排放[12]。
　　海水烟气脱硫工艺受地域限制，仅适用于有丰富海水资源的工程，特别适用于海水作循环冷却水的火电厂，但需要妥善解决吸收塔内部、吸收塔排水管沟及其后部烟道、烟囱、曝气池和曝气装置的防腐问题[13]。其工艺流程见图3。

图3 海水脱硫工艺流程

Fig. 3 Seawater desulfurization process

5.3喷雾干燥工艺

喷雾干燥工艺（SDA）（图4）是一种半干法烟气脱硫技术，其市场占有率仅次于湿法。该法是将吸收剂浆液Ca(OH)2在反应塔内喷雾，雾滴在吸收烟气中SO2的同时被热烟气蒸发，生成固体并由除尘器捕集。当钙硫比为1.3～1.6时，脱硫效率可达80%～90%[14]。半干法FGD技术兼干法与湿法的一般特点。其主要缺点是利用消石灰乳作为吸收剂，系统易结垢和堵塞，而且需要专门设备进行吸收剂的制备，因而投资费用偏大；脱硫效率和吸收剂利用率也不如石灰石/石膏法高。

图4旋转喷雾半干法工艺

Fig. 4 Rotary spray semi-dry process
　　喷雾干燥技术在燃用低硫和中硫煤的中小容量机组上应用较多。国内于1990年1月在白马电厂建成了一套中型试验装置。后来许多机组也采用此脱硫工艺，技术已基本成熟。

5.4电子射线辐射法烟气脱硫技术

电子射线辐射法是日本荏原制作所于1970年着手研究，1972年又与日本原子能研究所合作，确立的该技术作为连续处理的基础[15]。1974年荏原制作所处理重油燃烧废气，进行了1000Nm3/h规模的试验，探明了添加氨的辐射效果,稳定了脱硫脱硝的条件，成功地捕集了副产品和硝铵。80年代由美国政府和日本荏原制作所等单位分担出资在美国印第安纳州普列斯燃煤发电厂建立了一套最大处理高硫煤烟气量为24000Nm3/h地电子束装置，1987年7月完成，取得了较好效果，脱硫率可达90％以上，脱硝率可达80％以上[16]。现日本荏原制作所与中国电力工业部共同实施的“中国EBA工程”已在成都电厂建成一套完整的烟气处理能力为300000Nm3/h的电子束脱硫装置，设计入口SO2浓度为1800ppm，在吸收剂化学计量比为0.8的情况下脱硫率达80％，脱硝率达10％[17]。
　　该法工艺由烟气冷却、加氨、电子束照射、粉体捕集四道工序组成，其工艺流程图如图2所示。温度约为150℃左右的烟气经预除尘后再经冷却塔喷水冷却道60～70℃左右，在反应室前端根据烟气中SO2及NOX的浓度调整加入氨的量，然后混合气体在反应器中经电子束照射，排气中的SO2和NOX受电子束强烈作用，在很短时间内被氧化成硫酸和硝酸分子，被与周围的氨反应生成微细的粉粒（硫酸铵和硝酸铵的混合物），粉粒经集尘装置收集后，洁净的气体排入大气[18]。

5.5炉内喷钙尾部增湿烟气脱硫技术

炉内喷钙尾部增湿也作为一种常见的干法脱硫工艺而被广泛应用。虽然喷钙尾部增湿脱硫的基本工艺都是将CaCO3粉末喷入炉内，脱硫剂在高温下迅速分解产生CaO，同时与烟气中的SO2反应生成CaSO3。由于单纯炉内喷钙脱硫效率往往不高（低于20％～50％），脱硫剂利用率也较低，因此炉内喷钙还需与尾部增湿配合以提高脱硫效率[19]。该技术已在美国、日本、加拿大和欧洲国家得到工业应用，是一种具有广阔发展前景的脱硫技术。目前，典型的炉内喷钙尾部增湿脱硫技术有美国的炉内喷钙多级燃烧器（LIMB）技术、芬兰的炉内喷石灰石及氧化钙活化反应（LIFAC）技术、奥地利的灰循环活化（ARA）技术等，下面介绍一下LIFAC技术[20]。
    LIFAC脱硫技术是由芬兰的Tampella公司和IVO公司首先开发成功并投入商业应用的该技术是将石灰石于锅炉的800℃～1150℃部位喷入，起到部分固硫作用，在尾部烟道的适当部位（一般在空气预热器与除尘器之间）装设增湿活化反应器，使炉内未反应的CaO和水反应生成Ca(OH)2,进一步吸收SO2,提高脱硫率[21]。
    LIFAC技术是将循环流化床技术引入到烟气脱硫中来，是其开创性工作，目前该技术脱硫率可达90％以上，这已在德国和奥地利电厂的商业运行中得到实现。
    LIFAC技术具有占地小、系统简单、投资和运行费用相对较、无废水排放等优点，脱硫率为60％～80％；但该技术需要改动锅炉，会对锅炉的运行产生一定影响。我国南京下关电厂和绍兴钱清电厂从芬兰引进的LIFAC脱硫技术和设备目前已投入运行。

5.6 炉内喷钙循环流化床反应器烟气脱硫技术

炉内喷钙循环流化床反应器脱硫技术是由德国Sim-mering Graz Pauker/Lurgi GmbH公司开发的。该技术的基本原理是：在锅炉炉膛适当部位喷入石灰石，起到部分固硫作用，在尾部烟道电除尘器前装设循环流化床反应器，炉内未反应的CaO随着飞灰输送到循环流化床反应器内，在循环硫化床反应器中大颗粒CaO被其中湍流破碎，为SO2反应提供更大的表面积，从而提高了整个系统的脱硫率[22]。

该技术将循环流化床技术引入到烟气脱硫中来，是其开创性工作，目前该技术脱硫率可达90％以上，这已在德国和奥地利电厂的商业运行中得到证实。在此基础上，美国EEC(Environmental Elements Corporation)和德国Lurgi公司进一步合作开发了一种新型烟气的脱硫装置。在该工艺中粉状的Ca(OH)2和水分别被喷入循环流化床反应器内，以此代替了炉内喷钙[23]。在循环流化床反应器内，吸收剂被增湿活化，并且能充分的循环利用，而大颗粒吸收剂被其余粒子碰撞破碎，为脱硫反应提供更大反应表面积。

此工艺流程的脱硫效率可达95％以上，造价较低，运行费用相对不高，是一种较有前途的脱硫工艺。

5.7干式循环流化床烟气脱硫技术

干式循环流化床烟气脱硫技术是20世纪80年代后期发展起来的一种新的干法烟气脱硫技术（图5）[24]，该技术具有投资少、占地小、结构简单、易于操作，兼有高效除尘和烟气净化功能，运行费用低等优点。因而，国家电站燃烧工程技术研究中心和清华大学煤的清洁燃烧技术国家重点实验室分别对该技术的反应机理、反应过程的数学模型等进行了理论和实验研究。从煤粉燃烧装置产生的实际烟气通过引风机进入反应器，再经过旋风除尘器，最后通过引风机从烟囱排出[25]。脱硫剂为从回转窑生产的高品质石灰粉，用螺旋给粉机按给定的钙硫比连续加入。旋风除尘器除下的一部分脱硫灰经循环灰斗和螺旋给灰机进入反应器中再循环。在文丘里管中有喷水雾化装置，通过调节水量来控制反应器内温度[26]。

图5循环流化床半干法

Fig. 5 Circulating fluidized bed semi-dry method

5.8新兴脱硫技术

5.8.1硫化碱脱硫法

由Outokumpu公司开发研制的硫化碱脱硫法主要利用工业级硫化纳作为原料来吸收SO2工业烟气，产品以生成硫磺为目的。反应过程相当复杂，有Na2SO4、Na2SO3、Na2S2O3、S、Na2Sx等物质生成，由生成物可以看出过程耗能较高，而且副产品价值低，华南理工大学的石林经过研究表明过程中的各种硫的化合物含量随反应条件的改变而改变，将溶液pH值控制在5.5—6.5之间，加入少量起氧化作用的添加剂TFS，则产品主要生成Na2S2O3，过滤、蒸发可得到附加值高的5H 0·Na2S2O3，，而且脱硫率高达97％，反应过程为：SO2+Na2S=Na2S2O3+S[27]。此种脱硫新技术已通过中试，正在推广应用。

5.8.2膜吸收法

以有机高分子膜为代表的膜分离技术是近几年研究出的一种气体分离新技术，已得到广泛的应用，尤其在水的净化和处理方面。中科院大连物化所的金美等研究员创造性地利用膜来吸收脱出SO2气体，效果比较显著，脱硫率达90％[28]。过程是：他们利用聚丙烯中空纤维膜吸收器，以NaOH溶液为吸收液，脱除SO2气体，其特点是利用多孔膜将气体SO2气体和NaOH吸收液分开，SO2气体通过多孔膜中的孔道到达气液相界面处，SO2与NaOH迅速反应，达到脱硫的目的。此法是膜分离技术与吸收技术相结合的一种新技术，能耗低，操作简单，投资少[29]。

5.8.3微生物脱硫技术

根据微生物参与硫循环的各个过程，并获得能量这一特点，利用微生物进行烟气脱硫，其机理为：在有氧条件下，通过脱硫细菌的间接氧化作用，将烟气中的SO2氧化成硫酸，细菌从中获取能量。

生物法脱硫与传统的化学和物理脱硫相比，基本没有高温、高压、催化剂等外在条件，均为常温常压下操作，而且工艺流程简单，无二次污染。国外曾以地热发电站每天脱除5t量的H2S为基础；计算微生物脱硫的总费用是常规湿法50％。无论对于有机硫还是无机硫，一经燃烧均可生成被微生物间接利用的无机硫SO2[30]，因此，发展微生物烟气脱硫技术，很具有潜力。四川大学的王安等人在实验室条件下，选用氧化亚铁杆菌进行脱硫研究，在较低的液气比下，脱硫率达98％。

5.8.4烟气循环流化床脱硫工艺（CFB-FGD）

20世纪80年代末，德国的鲁奇（LURGI）公司开发了一种新的干法脱硫工艺，成为烟气循环流化床脱硫工艺（CFB-FGD）。这种工艺以循环流化床原理为基础，通过吸收剂的多次再循环，使吸收剂与烟气接触的时间长达半小时以上，大大提高了吸收剂的利用率，其不但具有干法工艺的许多优点，如流程简单，占地少，投资小以及副产品可以综合利用等，而且能在很低的钙硫比情况下（Ca/S=1.1~1.2）达到甚至超过湿法工艺的脱硫效率（95%以上）[31]。

CFB半干法脱硫系统工艺原理：

Ca(OH)2+SO2=CaSO3+H2O

Ca(OH)2+2HF=CaF2+2H2O

Ca(OH)2+SO3=CaSO4+H2O

Ca(OH)2+2HCl=CaCl2+2H2O

CaSO3+1/2O2=CaSO4

CFB半干法脱硫工艺系统组成

（1）脱硫剂制备系统，（2）脱硫塔系统，（3）除尘器系统，（4）工艺水系统，（5）烟气系统，（6）脱硫灰再循环系统，（7）脱硫灰外排系统，（8）电控系统。

CFB工艺流程由吸收剂制备、吸收塔、吸收剂再循环、除尘器以及控制系统等部分组成，未经处理的锅炉烟气从流化床的底部进入。流化床的底部接有文丘里装置，烟气经文丘里管后速度加快，并与很细的吸收剂粉末互相结合。颗粒之间，气体与颗粒之间产生剧烈的摩擦。吸收剂与SO2反应，生成亚硫酸钙和硫酸钙。
　　经脱硫后带有大量固体颗粒的烟气由吸9收塔的顶部排出，进入吸收剂再循环除尘器中，该除尘器可以是机械式，也可以是电气除尘器前的机械式预除尘器。烟气中的大部分固体颗粒都分离出来，经过一个中间灰仓返回吸收塔。由于大部分颗粒都循环许多次，因此吸收剂的滞留时间很长，一般可达30分钟以上。中间灰仓的一部分灰根据吸收剂的供给量以及除尘效率，按比例排出固体再循环回路，送到灰仓待外运。工艺流程见图6。

图6 CFB脱硫工艺流程

Fig. 6 CFB desulfurization process

从再循环除尘器排出的烟气如不能满足排放标准的要求，则需要再安装一个除尘器。经除尘后的洁净的烟气通过引风机、烟囱排入大气。
　　吸收剂一般为Ca(OH)2干粉，颗粒很细，在10μm以下。脱硫时，吸收剂输入硫化床吸收塔，同时还要喷入一定量的水以提高脱硫效率。这样可以使喷水后的烟气温度与水露点十分接近，在多种运行条件下达到很高的脱硫效率。

CFB工艺的副产品呈干粉状，其化学组分与喷雾干燥工艺的副产品相似，主要由飞灰、CaCO3、CaSO4以及未反应的Ca(OH)2等构成。其处置方法也与喷雾干燥工艺的副产品基本相同。CFB工艺的副产品加水后会固化，屈服强度可达15～18N/mm2，渗透率与粘土类似，约为3×10-11 ，压实密度为1.28g/cm3，如能进一步加以开发，可成为良好的建材工业原料。
　　典型的脱硫灰飞的成分为：飞灰约60%～70%；CaCO3为7%～12%；Ca(OH)2为2%～4%；CaSO3为12%～18%；CaSO4为2%～5%；水<1%。

CFB-FGD工艺以区别于传统脱硫工艺的特点在脱硫行业中具有良好的应用前景。CFB-FGD工艺系统简单，可靠性高；脱硫效率高；烟气负荷变化时，系统仍可能正常工作；脱硫副产品呈干粉状，没有大量废水，利于综合利用；基本上不存在像湿法吸收塔中出现的严重腐蚀、结垢与堵塞等问题；可以脱除部分重金属，特别是可以脱除一部分汞，对烟气的进一步治理很有意义。

该工艺技术特点：①.脱硫塔内烟气和脱硫剂反应充分，停留时间长，脱硫剂循环利用率高；②.脱硫塔内无转动部件和易损件，整个装置免维护；③.脱硫剂和脱硫渣均为干态，系统设备不会产生粘结、堵塞和腐蚀等现象；④.燃烧煤种变化时，无需增加任何设备，仅增加脱硫剂就可满足脱硫效率；⑤.在保证SO2脱除率高的同时，脱硫后烟气露点低，设备和烟道无需做任何防腐措施；⑥.脱硫系统适应锅炉负荷变化范围广，可达锅炉负荷的30%～110%；⑦.脱硫系统简单，装置占地面积小；⑧.脱硫系统能耗低、无废水排放；⑨.投资、运行及维护成本低。

5.9烟气脱硫各工艺优缺点

见下表3：

表3烟气脱硫工艺比较表

Table 3 Flue gas desulfurization process comparison table

序号	脱硫工艺名称	脱硫工艺原理	工艺特点	应用情况
1	石灰石-石膏湿法	利用石灰石粉料浆洗涤烟气，使石灰石与烟气中的SO2反应生成亚硫酸钙，脱去烟气中的SO2，再将亚硫酸钙氧化反应生成石膏。	优点：脱硫率高：≥95%、工艺成熟、适合所有煤种、操作稳定、操作弹性好、脱硫剂易得、运行成本低、副产物石膏可以综合利用，不会形成二次污染；缺点：工艺流程较长，投资较高；	国外应用广泛，使用比例占80--90%。国内有应用实例。
2	简易石灰石-石膏湿法	简易湿法烟气脱硫工艺的脱硫原理和普通湿法脱硫基本相同，只是吸收塔内部结构简单（采用空塔或采用水平布置），省略或简化换热器。	优点：投资和占地面积比湿法小；缺点：脱硫率低：约70%	国外应用较少，国内有应用实例
3	海水脱硫法	利用海水洗涤烟气吸收烟气中的SO2气体。	优点：脱硫率比较高：≥90%、工艺流程简单，投资省、占地面积小、运行成本低；缺点：受地域条件限制，只能用于沿海地区。只适用于中、低硫煤种、有二次污染。	国内外均有部分成功应用实例（深圳西部电厂）
4	旋转喷雾干燥法	将生石灰制成石灰浆，将石灰浆喷入烟气中，使氢氧化钙与烟气中的SO2反应生成亚硫酸钙。	优点：工艺流程比石灰石-石膏法简单，投资也较小。缺点：脱硫率较低：约70-80%、操作弹性较小、钙硫比高，运行成本高、副产物无法利用且易发生二次污染（亚硫酸钙分解）。	国内外均有少数成功应用实例（黄岛电厂）

5	炉内干法喷钙	直接向锅炉炉膛内喷入石灰石粉，石灰石粉在高温下分解为氧化钙，氧化钙与烟气中的SO2反应生成亚硫酸钙。	优点：工艺流程比石灰石-石膏法简单，投资也较小。缺点：脱硫率较低：约30-40%、操作弹性较小、钙硫比高，运行成本高、副产物无法利用且易发生二次污染（亚硫酸钙分解）。	国内外均有少数成功应用实例（抚顺电厂）
6	炉内喷钙-尾部增湿法	直接向锅炉炉膛内喷入石灰石粉，石灰石粉在高温下分解为氧化钙，氧化钙与烟气中的SO2反应生成亚硫酸钙。为了提高脱硫率，在尾部喷入水雾，增加氧化钙与烟气中的SO2反应活性。	优点：工艺流程比石灰石-石膏法简单，投资也较小。缺点：脱硫率较低：约70%、操作弹性较小、钙硫比高，运行成本高、副产物无法利用且易发生二次污染（亚硫酸钙分解）。	国内外均有少数成功应用实例（抚顺电厂）
7	烟气循环流化床	在流化床中将石灰粉按一定的比例加入烟气中，使石灰粉在烟气当中处于流化状态反复反应生成亚硫酸钙。	优点：钙利用率高、无运动部件、投资省。缺点：脱硫率较低：≥80%、对石灰纯度要求较高，国内石灰不易保证质量、烟气压头损失大、由于加料不均匀会影响锅炉运行。	国内外均有少数成功应用实例
8	活性炭法	使烟气通过加有催化剂的活性炭，烟气中的SO2经催化反应成SO3并吸附在活性炭中，用水将活性炭中的SO3洗涤成为稀硫酸同时使活性炭再生。	优点：脱硫率较高：≥90%、工艺流程简单、无运动设备、投资较省、运行费用低。缺点：副产物为稀硫酸，不适宜运输，只能就地利用消化。活性炭每5年需要更换。	国内外均有少数成功应用实例（四川豆坝电厂）

9	电子束法	将烟气冷却到60℃左右，利用电子束辐照；产生自由基，生成硫酸和硝酸，再与加入的氨气反应生成硫酸铵和硝酸铵。收集硫酸铵和硝酸铵粉造粒制成复合肥。	优点：脱硫率高：≥90%、同时脱硫并脱硝，副产物是一种优良的复合肥，无废物产生。缺点：投资高，因设备元件不过关，大型机组应较困难。	国内外均有少数成功应用实例（四川成都热电厂、北京热电厂）
10	脉冲电晕法	将烟气冷却到60℃左右，利用高压电场辐照；产生自由基，生成硫酸和硝酸，再与加入的氨气反应生成硫酸铵和硝酸铵。收集硫酸铵和硝酸铵粉造粒制成复合肥。	优点：脱硫率高：≥90%、同时脱硫并脱硝，副产物是一种优良的复合肥，无废物产生。缺点：投资高，因设备元件不过关，大型机组应较困难。	尚处于试验当中。

6．半干法（SDA）技术应用

6.1 SDA脱硫工艺基本原理

早在50多年前，人们就将喷雾干燥广泛运用于现代工艺，它是一种将液体按要求雾化喷入干燥塔在热气体干燥下成为粉末的技术。喷雾干燥吸收(Spray drying absorption的缩写“SDA”)就源于此。

当未经处理的热烟气经过分散进入喷雾干燥吸收室时，利用雾化的平均直径60μm的精细石灰浆液滴对其进行接触，在气液接触过程中，烟气的酸性成分(SO2等)很快就被碱性液滴吸收，同时水分也被迅速蒸发。通过控制气体分布、浆液流速、液滴直径等，使吸收反应的液滴到达喷雾干燥吸收室壁之前，保证液滴的干燥，使之最后形成粉末状的脱硫产物(亚硫酸钙为主)[32]。

一部分干燥产物包括飞灰和反应物落入吸收室底端后被收集转运。处理后的烟气进入布袋式除尘器或静电除尘器，经过除尘，悬浮颗粒物被去除，而气体则用引风机将其从除尘器引出后直接排放。除尘器收集的部分固体物质被循环利用，这有助于降低反应剂的消耗，其余的均被处理掉。

NIROSDA系统包括了部分干燥产物的循环利用，这主要有以下几方面优点：

使石灰浆液滴中的固体物质浓度达到一定的标准，这样有利于SDA系统的操作，并保证烟气脱硫(FGD)系统中有效地进行雾化、吸收和干燥。

干燥物中过量的石灰可重新被用作吸收剂。

反应产物即使不继续反应，也会在每个石灰浆液滴内形成一个核，这样新的吸收剂在其上面不断沉积，使与未处理烟气进行反应的石灰表面增大。

工程经验表明，脱硫渣的循环利用使反应剂的消耗下降了30-50%，可以大大降低脱硫运行成本。

SDA工艺有干燥的粉末产生，因此在喷雾干燥之后需要一个合适的除尘器(以与其他湿法FGD系统中的除尘器相区别)，部分吸收反应也发生在除尘器中(特别是布袋除尘系统)。

6.2工艺微观反应过程

6.2.1化学反应过程

喷雾干燥技术，它具有吸收和干燥的双重作用，主要反应过程如下：

将碱性浆液雾化成无数微小液滴。

在吸收室内，烟气被有效地分布以便使其与被雾化的浆液充分混合接触以发生吸收反应，也就是说，吸收室具有混合反应器的功能。

烟气中的酸性成分(SO2，SO3，HCl)和石灰浆液滴中的碱性成分Ca(OH) 2之间的反应主要发生在一个靠近喷雾器的区域，这个区域具有传热和质量传递最合适的条件。

主要反应有：

SO2+Ca(OH)2→CaSO3+H2O

少量SO2也发生如下反应:

SO2+1/2O2+Ca(OH)2→CaSO4+H2O

而烟气中微量的酸性气体会发生下列反应：

SO3+Ca(OH) 2→CaSO4+H2O

2HCl+Ca(OH) 2→CaCl2+2H2O

SO2的吸收反应动力学可表述如下

𝑅SO2=𝐾𝑔×𝐴×𝑃SO2

式中：𝑅SO2为SO2吸收率，𝐾𝑔为传质系数；𝐴为表面积；𝑃SO2为SO2的分压。

与石灰的反应产物主要是CaSO3、CaSO4、CaCO3和CaCl2。

6.2.2物理变化过程

物理过程系指液滴的蒸发干燥及烟气冷却增湿过程，液滴从蒸发开始到干燥所需的时间，对吸收塔的设计和脱硫率都非常重要。影响液滴干燥时间的因素有液滴大小、液滴含水量以及趋近绝热饱和的温度值。液滴的干燥大致分为两个阶段：第一阶段由于浆料液滴中固体含量不大，基本上属于液滴表面水的自由蒸发，蒸发速度快而相对恒定。随着水分蒸发，液滴中固体含量增加，当液滴表面出现显著固态物质时，便进入第二阶段。由于蒸发表面积变小，水分必须穿过固体物质从颗粒内部向外扩散，干燥速率降低，液滴温度升高并接近烟气温度，最后由于其中水分蒸发殆尽形成固态颗粒而从烟气中分离。

反应器内循环灰的高倍率循环使循环灰颗粒之间发生激烈碰撞，使颗粒表面生成物的固形物外壳被破坏，里面未反应的新鲜颗粒暴露出来继续参加反应。客观上起到了加快反应速度、干燥速度以及大幅度提高吸收剂利用率的作用。另外由于高浓度密相循环的形成，反应器内传热、传质过程被强化，反应效率、反应速度都被大幅度提高。而且反应灰中含有大量未反应吸收剂，所以反应器内实际钙硫比远远大于表观钙硫比。

在反应器内设置有两级增湿活化装置。经过增湿活化后原来位于反应物产物层内部的Ca(OH)2从颗粒内部向表面发生迁移，并形成亚微米级细粒，沉积在颗粒表面或与表层产物层相互夹杂。迁移还改变了当地的孔隙结构。这些综合效果使反应剂重新获得反应活性。

吸收剂储存输送系统是保证脱硫装置达到设计要求的重要系统。石灰粉Ca(OH)2由厂外的制粉厂运至厂内，用罐车输送到储粉仓，石灰粉通过储粉仓下部的螺旋给料机送入到空气斜槽，与空气斜槽中的循环灰混合后一同进入反应器，再与塔内烟气以高传质的速度混合反应，脱除烟气中的酸性气体。

烟气反应器内采用工业用水。喷嘴用气由一台贮气罐供给。喷水点的位置也经过优化，确保不会出现因水和气的混合不均而造成粘结、设备腐蚀等问题。

6.3 SDA脱硫工艺设计原则

该项目采用Niro喷雾干燥半干法烟气脱硫工艺，严格遵循以下相关原则：

(1)脱硫装置采用一炉一塔，每套脱硫装置的烟气处理能力为一台锅炉100%BMCR工况时的烟气量；

(2)在锅炉燃用设计煤种(1.0%含硫量)BMCR工况下，处理全烟气量时的吸收塔脱硫效率保证值不低于95%；

(3)石灰浆液储存和制备系统、循环灰浆液储存和制备系统、工艺水系统及压缩空气系统按2台炉公用考虑；

(4)脱硫系统排放的烟气不应对烟囱造成腐蚀、积水等不利影响；

(5)烟气脱硫系统能适应锅炉的起动和停机，并能适应锅炉运行及其负荷的变动。

6.4 SDA脱硫工艺优点

NIRO喷雾干燥吸收法脱硫系统(NIRO-SDA system)具有下列优点：

(1)工艺简单，投资低，维修容易，占地面积小；

(2)脱硫效率高，可达95%；

(3)技术成熟，设备运行可靠性高(超过97%)；

(4)启、停快捷容易，具有良好的负载承担能力，操作温度稳定；

(5)对废气量和热度变化反应灵敏，可间歇操作；

(6)适用于各类含硫煤种的烟气脱硫(含硫量可高达5%)，突破了传统喷雾吸收法用于中低硫煤的限制；

(7)除尘效率高、处理后烟气含尘量大大减少；

(8)干态脱硫产物易于处理，无废水产生，无二次污染；

(9)排放烟气温度高，不需要再热。

6.5 SDA工艺流程

任何干法烟气脱硫工艺中，关键的控制参数都是反应区内，即反应器及其后的除尘器内的烟气温度。在相对湿度为40%至50%时，消石灰活性增强，能够非常有效地吸收二氧化硫。烟气的相对湿度是利用给烟气内喷水的方法提高的。在传统的干法烟气脱硫工艺中，水和石灰是以浆液的状态（不论是否循环）注入烟气的，但水分布在粉料微粒的表面，水在其中的含量仅占百分之几。这样，吸收剂的循环量比传统干法烟气脱硫要高得多。即，用于蒸发的表面积非常大。进入烟气的粉料的干燥时间非常短，所以它可以采用比传统喷雾干燥技术小得多的反应器。提高了烟气的相对湿度，足以在典型的干法脱硫操作温度或高于饱和温度10℃~20℃（实践中这一温度范围是65℃~75℃）激活石灰吸收剂二氧化硫[33]。
水在增湿搅拌机中加入吸收剂，然后才注入烟气。半干法技术的独到之处是所有的循环吸收剂都要在搅拌机中增湿，这样做，可以最大限度的利用循环吸收剂。经过活化和干燥之后，烟气中干燥的循环粉料在高效的除尘器，最好是袋式除尘器中被分离出来，进入搅拌机，补充石灰也是在这里加入的。注入搅拌机的水量要保证恒定的烟出口温度。控制系统以烟气的出入口温度为基础，以烟气量为辅助，采用前馈信号控制，并有反馈微调（见图7）。出口的SO2也采用类似的方法进行控制：入口和出口的SO2浓度加上烟气流量决定石灰的加入速率。副产品收集在除尘器灰斗内，当达到回斗的最高料位时，副产品溢流排出[34]。

图7 SDA工艺流程

Fig. 7 SDA process flow

半干法工艺中，也尽可能少采用复杂的专用设备：不采用高速旋转雾化器：也不采用需要压缩空气的双流体喷嘴。在搅拌机内搅拌循环物料和反应剂消耗的电力比传统干法烟气净化系统的相应电耗要低得多。对比可知，旋转喷雾器和双流体喷嘴比半干法的搅拌机复杂得多[35]。采用搅拌机而不采用旋转喷雾器或喷嘴的另一个重要的优点是，所有需要操作人员关照的社备都安排在接近地面的高度，与除尘器公用外罩。这种安排在降低造成价的同时也为维修带来了便利，此外，本系统也没有需要特殊泵的浆液输送系统，水是直接加入搅拌机的。高循环率使系统中循环的都是干物料。由于没有冲击装置内表面的浆液存在，也就不存在烟道接垢的可能。

6.6工艺控制设计

6.6.1系统设置

根据工艺流程的要求，采用PLC来实现对整个脱硫系统的自动控制。

脱硫系统的控制系统与锅炉系统的控制系统可置于一个操作室内，但各自独立操作。在控制室内，操作人员通过计算机屏幕显示的系统实时工况数据，对脱硫系统实时工况进行监控；也可对异常工况和突发事故实施紧急处置。

6.6.2过程控制

6.6.2.1脱硫剂加入量控制

根据锅炉燃煤含硫量、锅炉燃烧负荷及静电除尘器出口烟气SO2含量等参数来控制脱硫剂的加入量。

6.6.2.2工艺温度控制

通过流化床反应塔出口设置的烟气温度测量值、反应塔出口实际烟气温度值、设定的工艺趋近温差来控制工艺喷水量，保证脱硫工艺设定的趋近温差。

6.6.2.3系统运行调节

根据流化床反应器进出口的压降测量值，调节回送灰量。使该压降值在正常脱硫工艺要求控制范围内。

6.6.2.4事故处置

脱硫塔内设有可快速拆卸的水雾化喷嘴系统，当雾化系统发生故障时，可用备件快速修复。修复时不需要停机，不影响锅炉的正常生产运行。

6.7 持续的研究发展

6.7.1半干法+静电除尘器

有一些情况下，最好用静电除尘器作为半干法的除尘器。对这种组合已作了一些研究与发展，包括空气动力学模拟研究，中试和实际化学机理研究。
试验表明，采用静电除尘器的半干法的脱硫效率要低几个百分点，准确的差值与实际运行条件有关：SO2浓度，氯化物含量等。旧厂改造时，采用静电除尘器的半干法很有用。已有的静电除尘器可作为半干法+静电除尘器的一部分。许多情况下，可能需要增加收尘面积，但是，由于粉尘的比电阻在半干法中大大降低，也许已有的静电除尘器已能完全满足要求。
如果采用静电除尘器，半干法装置的配置应与采用袋式除尘器时有所不同。反应器应作为静电除尘器的入口烟道的组成部分。这就是说，循环飞灰要送回到静电除尘器的入口。飞灰要经过搅拌机后，才能分布到反应器通道里。

6.7.2用于循环流化床锅炉的半干法

将半干法用于循环流化燃烧器(FBC)的工作处于中试阶段。过程原理直接利用FBC的灰作为半干法系统的吸收剂。这样，仅把少量的石灰注入FBC对付部分硫份。石灰在FNC的温度下，不仅能够去除硫份，它本身也能烧成CaO。这样形成的CaO混合在FBC灰内，再在半干法的除尘器中被分离出来。FBC灰在半干法内循环的过程中，石灰因在半干法搅拌机内加水而活化，这说明无需给半干法系统内加额外的碱。活化通过半干法内反复地增湿/干燥循环完成,有因系统内的大量循环而增加。

由于部分硫份已在燃烧的过程中被捕集，随后的半干法装置的作用仅仅是“收尾”，以便将排放量限制在极低的水平。测试结果表明，这一原理是可行的。实验过程中，灰在半干法实验装置入口处加入烟气中。
将FBC的脱硫能力与半干法结合，可使脱硫率达到95%以上，应该注意到,将部分脱硫能力移到系统末端，注入FBC的石灰量会减少，FBC的燃料热利用率可更高。

众所周知，将石灰加入FBC会产生大量的灰渣，因为要求的脱硫效率提高了。所以，要保持低排放量，这种结合的配置实在是效率高、成本低的方案；而其主要因素即半干法的独有特点，是对FBC灰进行过程中活化。

7.应用脱硫系统项目设计

7.1对脱硫除尘装置总的技术要求

(1)锅炉脱硫系统在正常工况下运行时，保证系统的脱硫效率大于90％，除尘效率高于99.8%，脱硫后除尘器出口烟温不低于烟气的露点温度以上15-20℃；

(2)脱硫除尘装置技术先进，所有设备的制造和设计符合安全可靠、连续有效运行的要求。性能验收试验合格后一年质保期内保证装置作业率≥97％；

(3)采用消石灰作为吸收剂；

(4)脱硫系统运行及停运不会造成锅炉正常工作，不影响锅炉的负荷，脱硫除尘装置的负荷范围与锅炉负荷范围相协调，在锅炉正常运行的条件下可靠和稳定地连续运行。

(5)后除尘器出口烟气温度不低于出口烟气的露点温度。本公司承诺提脱硫反应器入口和出口处烟气露点温度以及计算方法。

7.2脱硫完整系统分析

该项目脱硫系统由脱硫剂加料系统、脱硫塔系统、脱硫灰返料系统、工艺水系统、中、低压空气系统以及控制系统等组成。

7.2.1烟气系统

烟气经烟道进入脱硫塔后入静电除尘器，静电除尘器采用旋转式低压脉冲清灰袋式除尘器，清灰压力仅仅0.085～0.10MPa，滤袋以同心圆状布置，采用动态清灰方式，使用进口大型脉冲阀，控制简单，系统稳定可靠。

烟气进、出气方式具有水平进气、水平出气的技术特色，流程合理。因此，从结构上保证了较低的阻力损失。

除尘器分离下的脱硫反应产物，连同飞灰及未反应的脱硫剂，大部分通过返料装置返回反应塔参与循环脱硫。

净化后的烟气被引入引风机，由引风机引排至烟囱达标排放。

7.2.2工艺水系统

工艺水由厂区供水管网直接供至脱硫除尘岛，通过我公司的专利双相流喷嘴进行雾化，根据脱硫系统出口烟气温度调节工艺水喷入量。工艺水要求水中碳酸盐的含量不可高到限制管中水的流动。

可允许的最高固体浓度 ≤100ppm

可允许的磨损物含量 ≤10ppm

可允许的悬浮物最大粒径 ≤20mm

7.2.3脱硫剂系统

脱硫工艺采用的脱硫剂为消石灰粉。

系统工作时，脱硫剂由加料仓经过仓底螺旋给料机送入脱硫塔。该螺旋给料机通过变频器控制螺旋输送机电机转速，从而控制加料量。

根据锅炉的燃煤量，除尘器出口烟气SO2含量控制脱硫剂投加量。进入脱硫塔内的脱硫剂，与雾化工艺水液滴接触并结合，此时脱硫剂表面湿润，与烟气中的二氧化硫及其他酸性气体进行反应，从而脱除烟气中的二氧化硫及其它酸性气体。

在脱硫塔内进行脱硫反应的反应生成物和未进行脱硫反应的脱硫剂同烟尘一起从反应塔出口流出，进入塔后静电除尘器。

静电除尘器分离下的固体颗粒大部分作为返料灰，通过返料系统回送到脱硫塔。

7.2.4脱硫灰返料及外排系统

7.2.4.1脱硫灰返料系统

除尘器灰斗侧部开一返料口，通过变频螺旋输送机将脱硫灰送入中间灰仓，再由中间灰仓内的返料螺旋输送机送回脱硫塔继续参与脱硫反应。根据脱硫塔进、出口压差，通过控制变频螺旋输送机调节脱硫灰的返料量。

7.2.4.2脱硫灰外排

被除尘器分离下的脱硫渣和粉煤灰，除回送循环使用部分外，剩余的脱硫渣排至中间灰仓后有厂区统一安排排放。

7.2.4.3脱硫塔落渣

在脱硫塔下部有脱硫渣排放口，用于排放脱硫塔落下的少量脱硫渣。

7.3 脱硫工艺对控制的要求

（一）系统设置

根据工艺流程的要求，采用PLC来实现对整个脱硫系统的自动控制。

在控制室内，操作人员通过计算机屏幕显示的系统实时工况数据，对脱硫系统实时工况进行监控；也可对异常工况和突发事故实施紧急处置。

（二）过程控制

脱硫剂加入量控制：根据入炉燃煤含硫量、排放烟气残留二氧化硫含量、烟气量来控制脱硫剂的加入量。

工艺温度控制：通过流化床反应塔出口设置的烟气露点温度测量值、反应塔出口实际烟气温度值、设定的工艺趋近温差来控制工艺喷水量，保证脱硫工艺设定的趋近温差。

系统运行调节：根据流化床反应器进出口的压降测量值，调节回送灰量和排料量。使该压降值在正常脱硫工艺要求控制范围内。

事故处置：流化床反应塔内设有可快速拆卸的水雾化喷嘴系统，当雾化系统发生故障时，可用备件快速修复。修复时不需要停机，因此，不影响机组的正常生产运行。

表4性能保证数据表

Table 4 Performance guarantee data tables

性能和设计数据	单位	数据
设计脱硫效率	%	≥90
Ca / S(mol / mol)		≤1.3
脱硫吸收剂耗量（规定品质）	t/h	≤0.35
吸收剂循环倍率	倍	50
烟气进入后除尘器前温度	℃	≥75
烟气通过脱硫岛的压降	Pa	≤2700
烟气进入静电除尘器前烟尘浓度	g/Nm3	≤800
烟气进入烟囱前烟尘浓度	mg/Nm3	≤30
脱硫岛总耗水量	t/h	≤3
脱硫岛设备总耗电量	kWh	≤60
脱硫岛设备总装置电功率	kW	≤80
脱硫岛用压缩空气量	m3/min	≤30
引风机入口总烟气量	Nm3/h	80000
脱硫除尘岛噪音(距离设备1米处)	dB(A)	≤85

以上保证值执行下列标准和方法：《大气污染物综合排放标准（GB16297-1996）》《固定污染源排气中颗粒物测定与气态污染物采样方法（GB/T16157－1996）》。

(1) 烟气流速、流量的测量通过如下公式计算：

实际烟气密度：

烟气流速：

烟气排放量：

标准烟气排放量：

(2) 脱硫除尘岛出入口烟尘排放量的测定

采取等速采样原理进行测试，按截面比法计算。

出入口截面总灰量：

(3) 脱硫除尘岛出入口烟尘排放浓度的测定

在测得除尘器烟气流量和烟尘排放量后，脱硫除尘岛出入口排放浓度可由下式计算：

实际条件的湿烟气含尘浓度：

标准状况下干烟气含尘浓度：

(4) 脱硫除尘岛阻力测定

在脱硫除尘岛出入口烟道中心测点处测量烟道内烟气静压，并测量该烟道截面的烟气平均动压值，两者算术和为烟气平均全压值；脱硫除尘岛出入口烟气全压值之差为脱硫除尘岛阻力。

(5) 脱硫除尘岛温降测定

在脱硫除尘岛出入口同时用温度计测量烟气温度，其差值为脱硫除尘岛温降。

(6) 脱硫除尘岛漏风系数测定

采用氧平衡法，在脱硫除尘岛出入口烟道测点处同时抽取烟气样，测得烟气含氧量，通过下式可以计算出测点处的过量空气系数：

脱硫除尘岛出入口的过量空气系数的差值，即为脱硫除尘岛漏风系数：

(7) 除尘效率的测定：

根据脱硫除尘岛出入口烟尘排放量，通过下式可计算出除尘效率：

(8) 脱硫效率的测定：

利用烟气监测系统中的SO2分析仪分别测出脱硫除尘岛出入口烟气中SO2含量，通过下式可以计算脱硫效率

达到保证值的工况下允许存在的偏差值为：

最高允许烟气量：100%工况烟气量±10%

烟气温度：设计温度为160℃

8．可达到的技术经济指标

（1）脱硫除尘岛在下列条件下，脱硫保证效率≥85%，出口烟气含尘量浓度≤50mg/Nm3。（锅炉运行范围为锅炉最大连续出力,锅炉设计出口烟气量和出口烟气温度为BMCR工况下数值）；

（2）脱硫除尘岛Ca/S(mol/mol)≤1.20 （硫份为锅炉出口烟气中SO2的摩尔数，BMCR工况）；

（3）脱硫除尘岛吸收塔出口烟气温度约70-80 ℃；

（4）烟气通过脱硫除尘岛的压降≤3200 Pa（从吸收塔进口到烟囱入口）；

（5）脱硫除尘岛功率≤3×95KW；

（6）脱硫后，烟气进入除尘器前烟尘浓度≤800－1000 g/Nm3；

（7）脱硫除尘岛耗水量≤3×4.8 t/h；

（8）在85％纯度的熟石灰条件下，脱硫除尘岛消石灰粉耗量≤3×0.28t/h；

（9）脱硫剂循环倍率≥200；

（10）压缩空气耗量≤20Nm3/min；

（11）脱硫除尘岛设备的噪音不高于85 dB(A)（距离设备外1m，操作平台1.2 m处测试）；

（12）设备可用率不低于 98 %；

（13）吸收塔的漏风率分别为：≤1％；

（14）系统的蒸汽耗量约为0.5t/h。

9.总结

陕西某公司承担该项目，从垃圾焚烧到烟气系统的设计以及之后具体的脱硫工艺的选择，都要做出符合国家各项排放项目指标标准值的可行性方案，对于烟气中酸性气体的去除，尤其是对硫化物的去除，脱硫工艺必须要根据实际情况，按经济可行的工艺进行废气处理，实现垃圾焚烧处理系统的最终目标，即减量化、无害化以及资源化。该项目利用SDA半干法脱硫工艺处理含硫废气，不仅仅简化了整个烟气处理工艺的的操作流程，技术较为成熟，重要的是有着较高的脱硫效率，达95%，除尘效率也高，适用于各类含硫煤种的烟气脱硫(含硫量可高达5%)，突破了传统喷雾吸收法用于中低硫煤的限制，而且脱硫产物易于处理，无废水产生，无二次污染。另外，排放烟气温度高，不需要再热也能够减少能源浪费，最终实现垃圾处理工艺带来的较为理想的经济效益。

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[36] 部分工艺设备表、工艺图及场地图来自《南山铝业股份有限公司2X220MW机组烟气脱硫工程东海热电脱硫分场学员培训教材》。