银川热电二期工程为2 ×25 MW 汽轮发电机组、 3 ×150 t/h高温高压煤粉炉,其中4#、5#炉采用武汉凯迪公司引进的德国WULFF公司的“回流式烟气循环流化床干法脱硫(RCFB - FGD) ”技术, 6#炉采用北京清华同方公司自主开发的“烟气循环流化床干法脱硫”技术. 4#、5#炉脱硫系统已通过验收并交付使用, 6# 炉脱硫系统尚存在烟气温度、脱硫率调节控制跟踪滞后的问题,对此公司的技术人员与调试单位技术人员共同分析、探讨、调整,对上述问题进行了解决.
1 回流式循环流化床烟气脱硫技术(RCFB - FGD)原理
从锅炉出来的烟气预除尘,除下约80%粉煤灰综合利用. 预除尘后的烟气从循环流化床的底部经过一个文丘里管进入循环流化床反应器, Ca (OH) 2 通过一套喷射装置从吸收塔底部喷入. 在文丘里管的喉部设喷水装置,喷入的雾化水增湿了烟气和吸收剂,形成气、液、固三相流态化接触,烟气中的SO2 等酸性气体与溶解在液相中的碱性脱硫剂发生快速化学反应,生成CaCO3、CaSO4 等物质,除去烟气中的大部分SO2.
带有大量固体颗粒的烟气从吸收塔顶部排出,进入后部的布袋除尘器. 部分固体颗粒被除尘器除下后通过再循环系统返回吸收塔,继续参加反应;部分脱硫灰渣排出,经一个仓泵输入到脱硫灰库中,由汽车运出处置. 净化后的烟气由引风机排入烟囱排放.
其化学反应原理是Ca (OH) 2 粉末和烟气中的 SO2、SO3、HCl、HF等酸性气体在水分存在的情况下, 在Ca (OH) 2 颗粒的液相表面发生反应. 在回流式烟气循环流化床内,烟气、Ca (OH) 2 颗粒及喷入的水分在流化状态下充分混合,并通过含Ca (OH) 2 脱硫灰渣的多次再循环实现高效脱硫.
以下是吸收塔内发生的反应:
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
回流式循环流化床烟气脱硫系统主要由吸收剂制备、吸收塔、吸收剂再循环系统、后除尘器、工艺水系统、物料输送系统、控制系统等几部分组成,其工艺流程见图1.
回流式循环流化床脱硫技术的控制系统较简单, 它的控制主要通过3个部分来实现.
1)通过控制喷入吸收塔吸收剂的旋转阀的转速来控制脱硫效率. 用来吸收SO2 的硝石灰量通过调节硝石灰仓旋转给料系统的速度进行调节,通过测量出口SO2 含量以及系统运行设定的脱硫率,相应地对旋转给料系统进行调节.
2)通过对吸收塔出口烟温的监测来调节RCFB吸收塔下部的喷水量. 烟气温度的高低很大程度上影响着污染物的分离效率, RCFB 技术通过向吸收塔内喷入雾化水来降低烟温,同时增加烟气中的水分含量,并进一步优化反应条件. 控制吸收反应温度在70 ～90 ℃,既能保证较高的脱硫效率,又不会产生固体物料粘结现象,同时也在很大程度上降低了硝石灰的消耗量.
喷水量的调节通过RCFB - 吸收塔顶部烟气的温度测量装置来进行,设定温度的设定值应高于RCFB 出口烟气的露点温度(70 ℃以上) ,通过回水调节阀的调节来对喷水量进行负反馈正作用调节.
3)通过对吸收塔进出口烟气压力降的监测来控制再循环灰量. 从除尘器灰斗加到RCFB - 吸收塔的物料量,通过吸收塔内循环流化床的差压和处于一定比率范围内的烟气流量进行持续调节,以达到烟气洗涤的最佳反应条件. 吸收塔差压是通过置于RCFB - 吸收塔前部和下游的2个负压测量变压器测量值来确定的,此值作PID调节器的被调量,设定值是用将差压按比例分配给烟气流量的值,进行负反馈反作用调节的.
2 运行中存在的问题
2. 1 脱硫效率滞后
脱硫效率控制原理见图2.
公司6#炉脱硫系统开始运行,为快速建立循环流化床,变频器控制的硝石灰旋转给料阀以50 Hz/S (最大转速)喷入硝石灰12 h,达到袋除尘器中料位后,再以15 Hz/ s控制旋转给料阀36 h. 经过36 h后,排8 h 灰,灰层更新后旋转给料阀以50 Hz/ s (最大转速)喷入硝石灰12 h. 再次快速建立循环流化床后,旋转给料阀以15 Hz/ s运行36 h,每48 h为1个运行周期,达到系统连续运行脱硫率要求.
上述控制方式投入运行后,脱硫率围绕着设定值上、下波动,波动范围为±20%,不准确也不稳定.
2. 1. 1 原因分析
未考虑在实际运行中燃烧煤种的变化和烟气流量随运行工况的变化,上述原因直接影响烟气中SO2 总的含量. 另外,吸收剂没有针对烟气中的实际SO2 定量加入,也是造成脱硫率控制不准确与不稳定的主要原因.
2. 1. 2 处理方法
首先通过测量入口烟气流量、SO2、O2 含量,烟气出口SO2、O2 含量,通过对SO2 出口设定值与烟道出口SO2 的实测值进行比较,同时以烟气流速和O2 含量作为修正因数,利用P ID来控制硝石灰喷粉量的微调 △M ( cao). 利用实测烟气流量、入口烟气SO2 含量及出口SO2 设定值,根据系统设计的钙硫比(Ca /S)及钙基吸收的主要量(Ccao) ,来计算喷入吸收塔内的钙基吸收剂主要量M ( cao).
因此,根据上述结果,可得喷入吸收塔内钙基吸收剂的质量流量应为
M cao. q =M ( cao) + △M ( cao)
在上述计算结果基础上,通过事先校正的关系,即硝石灰旋转阀门转速与钙基吸收剂质量流量之间关系,采用变频器来转换控制旋转门的转速,从而达到控制进入吸收塔内吸收剂的量. M ( cao)与△M cao的计算公式如下:
1 000、106 为单位换算, Qgas式中为烟气流量, km3 /h; CSO2in为入口SO2 含量, km3 /h; CSO2out为出口SO2 含量, km3 /h; Ccao为氧化钙的含量,此量作为正反馈为粗调, 设定在90%.
△M ( cao) = ( P IDout - 5) ×Nmax ×60 ×m
其中, P IDout为P ID 输出; Nmax为旋转给料阀最大转速 ( rpm) ; 5为经验值控制在95%以内; m 为旋转给料阀每转给料量kg/转,作为微调,该差值的大小直接反应调节速率,控制在10%.
2. 1. 3 运行效果
通过上面精确计算出在保证脱硫率、钙硫比指标下,一定烟气量的SO2 所需要的硝石灰量,通过P ID调节器中合适的比例、积分、微分参数设置,不仅保证了调节系统要求的脱硫率的稳定性,而且提高了调节速度.
2. 2 吸收塔温度控制不稳定
原控制系统采用吸收塔顶部的烟气温度直接作为被调量,手动设定值作为给定值,调节回水调节阀来调节回流水压,控制进入回流式调节喷嘴的喷水量. 控制原理如图3所示.
2. 2. 1 存在问题
调节过程振荡幅度大,上下偏差与设定值相差 ±15℃,脱硫率跟随波动.
2. 2. 2 原因分析
由于用塔顶温度作为被调量,喷入吸收塔内的雾化水将一定流量的高温烟气进行降温有一个过程;温度的变化反映到测温元件有个滞后时间,直接调节肯定造成调节对象跟踪不及时,调节振荡且调节偏差大. 未考虑入口烟气流量,塔入口、出口温度,喷水温度变化的影响,这些因素都是影响吸收塔烟气温度的直接因素.
2. 2. 3 解决方法
通过反复计算、试验,结合现场设备情况,采用以下控制方式.
控制喷入吸收反应塔内水量是通过2个P ID来进行的. 首先通过测量烟气入口的压力P1、湿度Cw ,然后按照经验公式来计算出烟气的露点温度Tdcw ,再通过比较露点温度(或屏幕设置温度Tscre )与吸收反应塔顶部温度( T2 ) ,来进行水量ΔQ 的微量控制(ΔQ 值可正可负). 通过上面介绍可知,在喷水雾化系统中,有2 个P ID控制回路, 1个是用来控制喷水系统中水的微量调节( △Q) ,另1个是用来调节回水管路中水调节阀门开度来控制进入吸收反应塔中的主要喷水量Q1.
通过实际测量和计算可知,计算得出的露点温度为40 ℃左右,用来控制塔内温度太低. 为此,在编制控制图中,把计算露点温度加上30 ℃作为Tdew ,并且与屏幕输入控制反应塔温度相结合,取最大值作为最终的露点温度进行控制喷入水量.
其计算烟气露点的经验公式为
其中, Cw 为烟气入口湿度(% ) , P1 为烟气入口的绝对压力(百帕).
在进行控制喷入吸收塔内主要喷水量Q1 中,首先根据实测入口烟气的烟气流量(Qgas ) 、入口烟气温度 ( T1 ) 、水箱中水的温度( Twater )以及上面计算的烟气露点温度( Tdcw ) ,通过下面的公式来计算喷入吸收塔内的主要喷水量Q1.
其中,ρgas和Cp. gas (ρgas = 11312 ( kg/m3 ) , Cp. gas = 11009 (J /kg3 ) ,分别为烟气的密度和比热, Cp. H2O和J (Cp. H2O = 41187 ( J /kg) , J = 2256127 ( J /kg) )分别为水的比热和气化潜热.
根据上面的计算量,可以得出喷入吸收塔内的水量理论为
Qwater. col = Q1 + △Q
通过上面喷入吸收塔内的水量计算值与水量实测值的比较,再通过另一个P ID来控制回水路的水量调节阀的开度大小来最终控制进入吸收塔水量的大小, 从而控制吸收塔内的反应温度. 吸收塔温度P ID控制原理如图4所示.
2. 2. 4 运行效果
经过上面吸收塔烟气温度降至给定值需要喷水量的计算,精确地控制了回水调节阀的开度,而且消除了调节过程中滞后与调节偏差大等问题. 经过调节P ID 参数,现在实际运行过程中,能控制吸收塔顶部温度与设定值偏差不超过±3℃,对于脱硫率的提高与电除尘的除尘效果起到了决定性的作用. 通过上面2种控制方式的改进,脱硫率达到85%以上, 出口尘含量为 150 mg/Nm3以下,满足了环保指标要求.
3 结束语
随着环保的要求,烟气脱硫工程近几年纷纷上马, 烟气温度、脱硫塔差压、脱硫率的控制这三大控制系统是整个脱硫系统的关键,控制的好坏直接关键到系统的稳定和环保指标的保证.
1 回流式循环流化床烟气脱硫技术(RCFB - FGD)原理
从锅炉出来的烟气预除尘,除下约80%粉煤灰综合利用. 预除尘后的烟气从循环流化床的底部经过一个文丘里管进入循环流化床反应器, Ca (OH) 2 通过一套喷射装置从吸收塔底部喷入. 在文丘里管的喉部设喷水装置,喷入的雾化水增湿了烟气和吸收剂,形成气、液、固三相流态化接触,烟气中的SO2 等酸性气体与溶解在液相中的碱性脱硫剂发生快速化学反应,生成CaCO3、CaSO4 等物质,除去烟气中的大部分SO2.
带有大量固体颗粒的烟气从吸收塔顶部排出,进入后部的布袋除尘器. 部分固体颗粒被除尘器除下后通过再循环系统返回吸收塔,继续参加反应;部分脱硫灰渣排出,经一个仓泵输入到脱硫灰库中,由汽车运出处置. 净化后的烟气由引风机排入烟囱排放.
其化学反应原理是Ca (OH) 2 粉末和烟气中的 SO2、SO3、HCl、HF等酸性气体在水分存在的情况下, 在Ca (OH) 2 颗粒的液相表面发生反应. 在回流式烟气循环流化床内,烟气、Ca (OH) 2 颗粒及喷入的水分在流化状态下充分混合,并通过含Ca (OH) 2 脱硫灰渣的多次再循环实现高效脱硫.
以下是吸收塔内发生的反应:
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
回流式循环流化床烟气脱硫系统主要由吸收剂制备、吸收塔、吸收剂再循环系统、后除尘器、工艺水系统、物料输送系统、控制系统等几部分组成,其工艺流程见图1.
回流式循环流化床脱硫技术的控制系统较简单, 它的控制主要通过3个部分来实现.
1)通过控制喷入吸收塔吸收剂的旋转阀的转速来控制脱硫效率. 用来吸收SO2 的硝石灰量通过调节硝石灰仓旋转给料系统的速度进行调节,通过测量出口SO2 含量以及系统运行设定的脱硫率,相应地对旋转给料系统进行调节.
2)通过对吸收塔出口烟温的监测来调节RCFB吸收塔下部的喷水量. 烟气温度的高低很大程度上影响着污染物的分离效率, RCFB 技术通过向吸收塔内喷入雾化水来降低烟温,同时增加烟气中的水分含量,并进一步优化反应条件. 控制吸收反应温度在70 ～90 ℃,既能保证较高的脱硫效率,又不会产生固体物料粘结现象,同时也在很大程度上降低了硝石灰的消耗量.
喷水量的调节通过RCFB - 吸收塔顶部烟气的温度测量装置来进行,设定温度的设定值应高于RCFB 出口烟气的露点温度(70 ℃以上) ,通过回水调节阀的调节来对喷水量进行负反馈正作用调节.
3)通过对吸收塔进出口烟气压力降的监测来控制再循环灰量. 从除尘器灰斗加到RCFB - 吸收塔的物料量,通过吸收塔内循环流化床的差压和处于一定比率范围内的烟气流量进行持续调节,以达到烟气洗涤的最佳反应条件. 吸收塔差压是通过置于RCFB - 吸收塔前部和下游的2个负压测量变压器测量值来确定的,此值作PID调节器的被调量,设定值是用将差压按比例分配给烟气流量的值,进行负反馈反作用调节的.
2 运行中存在的问题
2. 1 脱硫效率滞后
脱硫效率控制原理见图2.
公司6#炉脱硫系统开始运行,为快速建立循环流化床,变频器控制的硝石灰旋转给料阀以50 Hz/S (最大转速)喷入硝石灰12 h,达到袋除尘器中料位后,再以15 Hz/ s控制旋转给料阀36 h. 经过36 h后,排8 h 灰,灰层更新后旋转给料阀以50 Hz/ s (最大转速)喷入硝石灰12 h. 再次快速建立循环流化床后,旋转给料阀以15 Hz/ s运行36 h,每48 h为1个运行周期,达到系统连续运行脱硫率要求.
上述控制方式投入运行后,脱硫率围绕着设定值上、下波动,波动范围为±20%,不准确也不稳定.
2. 1. 1 原因分析
未考虑在实际运行中燃烧煤种的变化和烟气流量随运行工况的变化,上述原因直接影响烟气中SO2 总的含量. 另外,吸收剂没有针对烟气中的实际SO2 定量加入,也是造成脱硫率控制不准确与不稳定的主要原因.
2. 1. 2 处理方法
首先通过测量入口烟气流量、SO2、O2 含量,烟气出口SO2、O2 含量,通过对SO2 出口设定值与烟道出口SO2 的实测值进行比较,同时以烟气流速和O2 含量作为修正因数,利用P ID来控制硝石灰喷粉量的微调 △M ( cao). 利用实测烟气流量、入口烟气SO2 含量及出口SO2 设定值,根据系统设计的钙硫比(Ca /S)及钙基吸收的主要量(Ccao) ,来计算喷入吸收塔内的钙基吸收剂主要量M ( cao).
因此,根据上述结果,可得喷入吸收塔内钙基吸收剂的质量流量应为
M cao. q =M ( cao) + △M ( cao)
在上述计算结果基础上,通过事先校正的关系,即硝石灰旋转阀门转速与钙基吸收剂质量流量之间关系,采用变频器来转换控制旋转门的转速,从而达到控制进入吸收塔内吸收剂的量. M ( cao)与△M cao的计算公式如下:
1 000、106 为单位换算, Qgas式中为烟气流量, km3 /h; CSO2in为入口SO2 含量, km3 /h; CSO2out为出口SO2 含量, km3 /h; Ccao为氧化钙的含量,此量作为正反馈为粗调, 设定在90%.
△M ( cao) = ( P IDout - 5) ×Nmax ×60 ×m
其中, P IDout为P ID 输出; Nmax为旋转给料阀最大转速 ( rpm) ; 5为经验值控制在95%以内; m 为旋转给料阀每转给料量kg/转,作为微调,该差值的大小直接反应调节速率,控制在10%.
2. 1. 3 运行效果
通过上面精确计算出在保证脱硫率、钙硫比指标下,一定烟气量的SO2 所需要的硝石灰量,通过P ID调节器中合适的比例、积分、微分参数设置,不仅保证了调节系统要求的脱硫率的稳定性,而且提高了调节速度.
2. 2 吸收塔温度控制不稳定
原控制系统采用吸收塔顶部的烟气温度直接作为被调量,手动设定值作为给定值,调节回水调节阀来调节回流水压,控制进入回流式调节喷嘴的喷水量. 控制原理如图3所示.
2. 2. 1 存在问题
调节过程振荡幅度大,上下偏差与设定值相差 ±15℃,脱硫率跟随波动.
2. 2. 2 原因分析
由于用塔顶温度作为被调量,喷入吸收塔内的雾化水将一定流量的高温烟气进行降温有一个过程;温度的变化反映到测温元件有个滞后时间,直接调节肯定造成调节对象跟踪不及时,调节振荡且调节偏差大. 未考虑入口烟气流量,塔入口、出口温度,喷水温度变化的影响,这些因素都是影响吸收塔烟气温度的直接因素.
2. 2. 3 解决方法
通过反复计算、试验,结合现场设备情况,采用以下控制方式.
控制喷入吸收反应塔内水量是通过2个P ID来进行的. 首先通过测量烟气入口的压力P1、湿度Cw ,然后按照经验公式来计算出烟气的露点温度Tdcw ,再通过比较露点温度(或屏幕设置温度Tscre )与吸收反应塔顶部温度( T2 ) ,来进行水量ΔQ 的微量控制(ΔQ 值可正可负). 通过上面介绍可知,在喷水雾化系统中,有2 个P ID控制回路, 1个是用来控制喷水系统中水的微量调节( △Q) ,另1个是用来调节回水管路中水调节阀门开度来控制进入吸收反应塔中的主要喷水量Q1.
通过实际测量和计算可知,计算得出的露点温度为40 ℃左右,用来控制塔内温度太低. 为此,在编制控制图中,把计算露点温度加上30 ℃作为Tdew ,并且与屏幕输入控制反应塔温度相结合,取最大值作为最终的露点温度进行控制喷入水量.
其计算烟气露点的经验公式为
其中, Cw 为烟气入口湿度(% ) , P1 为烟气入口的绝对压力(百帕).
在进行控制喷入吸收塔内主要喷水量Q1 中,首先根据实测入口烟气的烟气流量(Qgas ) 、入口烟气温度 ( T1 ) 、水箱中水的温度( Twater )以及上面计算的烟气露点温度( Tdcw ) ,通过下面的公式来计算喷入吸收塔内的主要喷水量Q1.
其中,ρgas和Cp. gas (ρgas = 11312 ( kg/m3 ) , Cp. gas = 11009 (J /kg3 ) ,分别为烟气的密度和比热, Cp. H2O和J (Cp. H2O = 41187 ( J /kg) , J = 2256127 ( J /kg) )分别为水的比热和气化潜热.
根据上面的计算量,可以得出喷入吸收塔内的水量理论为
Qwater. col = Q1 + △Q
通过上面喷入吸收塔内的水量计算值与水量实测值的比较,再通过另一个P ID来控制回水路的水量调节阀的开度大小来最终控制进入吸收塔水量的大小, 从而控制吸收塔内的反应温度. 吸收塔温度P ID控制原理如图4所示.
2. 2. 4 运行效果
经过上面吸收塔烟气温度降至给定值需要喷水量的计算,精确地控制了回水调节阀的开度,而且消除了调节过程中滞后与调节偏差大等问题. 经过调节P ID 参数,现在实际运行过程中,能控制吸收塔顶部温度与设定值偏差不超过±3℃,对于脱硫率的提高与电除尘的除尘效果起到了决定性的作用. 通过上面2种控制方式的改进,脱硫率达到85%以上, 出口尘含量为 150 mg/Nm3以下,满足了环保指标要求.
3 结束语
随着环保的要求,烟气脱硫工程近几年纷纷上马, 烟气温度、脱硫塔差压、脱硫率的控制这三大控制系统是整个脱硫系统的关键,控制的好坏直接关键到系统的稳定和环保指标的保证.
