摘要：本文介紹了煙氣循環(huán)流化床干法脫硫 （CFB—FGD）的工藝流程及其特點(diǎn)，從而得出普通高壓布袋除塵器不適用于該工況，然后對脫硫后專(zhuān)用布袋除塵器的原理及特點(diǎn)進(jìn)行了闡述，說(shuō)明其應用在煙氣循環(huán)流化床干法脫硫后的優(yōu)勢，_后通過(guò)對某電廠(chǎng)的設計實(shí)例來(lái)說(shuō)明如何設計這種布袋除塵器。
前言：隨著(zhù)脫硫產(chǎn)業(yè)的迅猛發(fā)展，CFB-FGD（循環(huán)流化床煙氣干法脫硫）以其獨有的優(yōu)勢在燃煤電廠(chǎng)得到了不斷的推廣應用，但 CFB-FGD 脫硫后_配置相應的除塵設備以降低煙塵排放濃度，在眾多除塵設備中，脫硫專(zhuān)用布袋除塵器以其_、可靠、維護方便等突出優(yōu)點(diǎn)，以逐漸成為脫硫除塵設備的_和其他現役除塵設備的改造方向。因此，脫硫專(zhuān)用布袋除塵器的研究與設計具有重要的意義。本文介紹了 CFB-FGD 的工藝流程及其配套專(zhuān)用除塵器的原理、特點(diǎn)。并通過(guò)舉某電廠(chǎng)的實(shí)例來(lái)說(shuō)明如何設計這種布袋除塵器。
1、煙氣循環(huán)流化床干法脫硫 （CFB-FGD）的工藝流程簡(jiǎn)介：
鍋爐燃料中的硫在燃燒過(guò)程中與氧反應生成硫氧化物（主要是 SO2 和 SO3），本工藝所要脫除的_是鍋爐尾氣中的有害氣體 SO2 和 SO3。一個(gè)典型的 CFB—FGD 系統由_電除塵器、吸收劑制備及供應、吸收塔、物料再循環(huán)、工藝水系統、流化風(fēng)系統、脫硫除塵器以及儀表控制系統等組成，其工藝流程如圖 1 所示。
從鍋爐的空氣預熱器出來(lái)的煙氣溫度一般為 （當脫硫渣與粉煤灰需要分別處理時(shí)，才需要_120～180℃左右，通過(guò)預除塵器后從底部進(jìn)吸收塔 除塵器，否則煙氣可直接進(jìn)入脫硫塔），在此處高溫煙氣與加入的吸收劑（消石灰）、循環(huán)脫硫灰充分預混合，進(jìn)行初步的脫硫反應，在這一區域主要完成吸收劑與 HCl、HF 的反應。
煙氣通過(guò)吸收塔底部的文丘里管的加速，進(jìn)入流化床段，在這里，SO3 、HF 和 HCI 與 Ca（OH）2及循環(huán)脫硫灰充分反應，生成相應的副產(chǎn)物CaSO4·1/2H20、CaF2、CaCl2 等，達到脫硫目的。在文丘里的出口擴管段設一套噴水裝置，噴入的霧化水一是增濕顆粒表面；二是使煙溫降至高于煙氣露點(diǎn) 20℃左右，使得 S02 與 Ca（OH）2 的反應轉化為可以瞬間完成的離子型反應。凈化后的含塵煙氣從吸收塔頂部側向排出，然后轉向進(jìn)入脫硫布袋除塵器進(jìn)行除塵。
從以上 CFB—FGD 的工藝可以看出，煙氣干法脫硫后的煙氣工況的特點(diǎn)是粉塵濃度高（約 650～1000g/Nm3），煙溫接近露點(diǎn)（約 70～80℃）。普通高壓布袋除塵器由于節流效應，會(huì )引起環(huán)境溫度降低而造成糊袋。
2、脫硫后布袋除塵器原理綜述：
魯奇型低壓脈沖旋轉噴吹布袋除塵器過(guò)濾時(shí)（圖 2），帶有_高濃度粉塵的煙氣，由進(jìn)氣煙道，
圖 2 魯奇型低壓旋轉脈沖布袋除塵器示意圖1、凈氣室 2、出風(fēng)煙道 3、進(jìn)風(fēng)煙道 4、進(jìn)口風(fēng)門(mén) 5、花板 6、濾袋 7、檢修平臺 8、灰斗 9、旋轉噴吹裝置 10、清灰臂
經(jīng)安裝有進(jìn)口擋板門(mén)的進(jìn)氣口，進(jìn)入過(guò)濾空間（布袋室）的下部，部分粉塵直接掉入灰斗，部分含塵氣體上升，通過(guò)同心圓布置的濾袋。由于濾袋的滯留，使粉塵附著(zhù)在濾袋外表面，潔凈氣體穿過(guò)濾袋孔隙，從濾袋的內部上升，經(jīng)凈氣室和出口擋板門(mén)，由出口煙道，經(jīng)引風(fēng)機排入煙囪，_終排入大氣。不斷的過(guò)濾，濾袋外表的粉餅不斷增厚，使濾袋內、外壓差增加。當壓差值在某一設定值范圍，PLC 自動(dòng)控制系統以相應的時(shí)間間隔周期發(fā)出脈沖信號，使脈沖閥開(kāi)啟，脈沖氣流沖入濾袋中；濾袋產(chǎn)生振動(dòng)、變形；吸附在濾袋外部的粉餅，在振動(dòng)作用下，剝離濾袋，落入灰斗中，使濾袋內、外壓差減小。如此壓差增加、壓差減小作用，使除塵器維持在某一壓差狀態(tài)下工作。
存儲在灰斗中的粉塵，大部分經(jīng)一系列閥門(mén)控制，物料循環(huán)利用，重新進(jìn)入吸收塔，吸收 SO2；小部分已無(wú)利用價(jià)值的粉塵，由密封閥排入工廠(chǎng)的輸排灰系統中去。
除塵器 PLC 控制系統也可以定時(shí)控制，即按順序對各室進(jìn)行定時(shí)間的噴吹清灰。當定時(shí)控制時(shí)，每室的脈沖清灰間隔時(shí)間可以調節。
3、低壓旋轉脈沖布袋除塵器的特點(diǎn)：
脫硫專(zhuān)用布袋除塵器是一種新的布袋除塵器型式，能適應脫硫后高濃度、煙溫接近露點(diǎn)工況，實(shí)現煙氣粉塵的分離。煙氣干法脫硫工藝需要大量的物料循環(huán)，要求除塵器各腔室、煙道設計進(jìn)行優(yōu)化。因此，這種布袋除塵器不僅滿(mǎn)足煙氣的氣固分離的要求，同時(shí)有利于脫硫系統的物料循環(huán)。與常規布袋除塵器相比，脫硫專(zhuān)用布袋除塵器有以下特點(diǎn)：
?。?）采用上進(jìn)風(fēng)方式，降低入口濃度，提高濾袋的使用壽命。
煙氣從吸收塔進(jìn)入布袋除塵器，采用上進(jìn)風(fēng)方式。這一結構既可減小煙氣的運行阻力，又可以充分利用重力，使粗顆粒的粉塵直接進(jìn)入灰斗，減少濾袋的負荷，提高濾袋的使用壽命。
?。?）采用經(jīng)特殊表面處理的 PPS（萊頓）改性濾料。
采用經(jīng)特殊表面處理的進(jìn)口 PPS 改性濾料，可很好地適應長(cháng)期使用要求，持續運行溫度為 75℃～160℃，瞬間可耐 190℃。
選擇合理的氣布比，以同時(shí)適合脫硫和不脫硫兩種工況。
?。?）采用不間斷旋轉的脈沖清灰方式，減少了脈沖閥數量，降低了維護工作量。
采用不間斷脈沖清灰方式，利用不停旋轉的清灰臂，對準整個(gè)室的每一條濾袋口，進(jìn)行脈沖噴吹，一個(gè)布袋單元只需一個(gè)大口徑的脈沖閥，一臺 200MW 機組的脫硫除塵器只需 6～10 個(gè)，與需要 700 多百個(gè)噴吹脈沖閥的逐行脈沖噴吹清灰方式相比，脈沖閥的數量大大減少，相應的維修量也大大減少，因此特別適合中大型機組。
?。?）噴吹壓力低、能耗低、對布袋的損傷小。脈沖噴吹清灰壓力為 0.08MPa 左右，可降低能耗、而且對布袋的損傷小。
?。?）采用特制的多節自鎖式袋籠、方便了濾袋的更換。
采用特制的多節自鎖式袋籠，更換濾袋時(shí)不用揭頂，方便濾袋的更換，減少了更換工作量。濾袋長(cháng)度可達 8～10m。
?。?）不停機在線(xiàn)更換濾袋，不影響機組運行。每個(gè)袋室前后均設有擋板門(mén)，方便不停機更換濾袋。
?。?）采用橢圓形濾袋、占地少，方便布置。采用橢圓形濾袋，沿圓周輻射形布置，_限度地利用了袋室的空間，減少了占地。比常規的逐行脈沖噴吹清灰方式減少 30%左右。
?。?）采用_的預涂灰工藝和噴水降溫手段，可取消旁路煙道。
根據德國 LLAG 公司提供的干法脫硫技術(shù)規范，采用_的預涂灰工藝（如下圖 4），結合緊急噴水降溫手段，可使布袋除塵器在啟動(dòng)燒油階段、短時(shí)煙溫異常階段正常使用，因此系統可不設旁路煙道。
圖 3同心橢圓濾袋布置方式
涂灰前的布袋 涂灰后的布袋圖 4 布袋預涂灰效果照片
4、某脫硫布袋除塵器的方案設計與計算：
4.1、工藝原始參數：
設計煤種（高硫石油焦） |
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當地大氣壓力 | 101125Pa； |
CFB 入口煙氣量 | 445700 Nm3/h（干標，設計燃料，480t/h 負荷）； |
| 476000Nm3/h（濕標）； |
| 762600 m3/h（工況濕態(tài)）； |
CFB 入口粉塵濃度（干標） | 12.96 g/Nm3（ESP1 運行）； |
| 64.6 g/ Nm3（ESP1 停運）； |
CFB 入口 SO2 濃度（干標） | 1230mg/Nm3（CFB 鍋爐脫硫時(shí)）； |
脫硫率 | ≥90％； |
CFB 入口煙氣溫度 | 148℃； |
FF 入口煙氣量（脫硫時(shí)） | 449400 Nm3/h（干標）； |
| 501500 Nm3/h（濕標）； |
| 689800 m3/h（工況濕態(tài)）； |
FF 入口煙氣量（不脫硫時(shí)） | 449370 Nm3/h（干標）； |
| 487300 Nm3/h（濕標）； |
| 793900 m3/h（工況濕態(tài)）； |
FF 入口煙氣溫度（脫硫時(shí)） | 75℃； |
FF 入口煙氣溫度（不脫硫時(shí)） | 147℃； |
FF 入口粉塵濃度（干標） | 1000 g/Nm3（脫硫時(shí)）； |
| 12.96～64.6g/ Nm3（不脫硫）； |
FF 入口 SO2 濃度（干標） | 123 mg/Nm3； |
FF 出口粉塵濃度（干標） | 50mg/Nm3 | |
4.2、布袋除塵器選型計算：
脫硫裝置運行時(shí)氣布比選擇范圍： 0.75 ～0.9m3/min·m2，粗選氣布比為 0.8 m3/min·m2。
4.2.1、總過(guò)濾面積：
689800/（600*0.80）=14370.833 m2
4.2.2、每個(gè)布袋過(guò)濾面積：
3.189 m2，則總布袋數：14370.833/3.198=4507個(gè)
4.2.3、根據國外的工程經(jīng)驗：
布袋除塵器一般可分 4，6，8 個(gè)單元。如果分 4 個(gè)單元，每單元布袋數量:4507/4=1127 個(gè)，此時(shí)花板取 24 圈，1156 個(gè)孔；如果分 6 個(gè)單元，每單元布袋數量:4507/6=752個(gè)，此時(shí)花板取 20 圈，824 個(gè)孔；如果分 8 個(gè)單元，每單元布袋數量:4507/8=564個(gè)，此時(shí)花板取 17 圈，608 個(gè)孔；根據國外的布袋除塵器設計經(jīng)驗，每單元布袋圈數一般在 15～21 圈范圍內（即每單元布袋數量在 484～904 個(gè)范圍內）。在此范圍內，布袋數量越多，整個(gè)布袋除塵器的壓力越小，鋼耗越小。但是，如果每單元布袋數量_過(guò)上述范圍，則給脈沖閥的選擇帶來(lái)不便，而且在經(jīng)濟技術(shù)上都不合理。另外，我們設計 2 個(gè)單元為 1 個(gè)室，對于 6 個(gè)單元和 8 個(gè)單元的設計進(jìn)行比較，考慮到 2 個(gè)單元 1 個(gè)船形灰斗的布置以及在線(xiàn)維修時(shí)負荷的變化等因素，_終我們選擇 8 個(gè)單元的設計方式。綜上所述，廣石化的布袋除塵器分 4 個(gè)室，每室 2 個(gè)單元，共8 個(gè)單元，每個(gè)單元共 17 圈 608 個(gè)布袋，對應的單元大小為 5500mm。
4.2.4、校核氣布比：
設計在每單元中覆蓋 30 個(gè)花板孔，作為備用。脫硫時(shí)氣布比 :689800/[60*（608-30）*8*3.189]=0.78m3/min·m2，滿(mǎn)足要求。
脫硫不運行時(shí)氣布比：根據工程經(jīng)驗，脫硫不運 行 時(shí) 氣 布 比 應 不 大 于 1.2 m3/min·m2 ，793900/[60*（608-30）*8*3.189]=0.90 m3/min·m2≯1.2m3/min·m2，滿(mǎn)足要求。綜上校核，脫硫后布袋除塵器的氣布比為：脫硫時(shí)：0.78 m3/min·m2；不脫硫時(shí)： 0.90 m3/min·m2；
4.2.5、入口煙道尺寸確定：
根據工程經(jīng)驗，脫硫后
布袋除塵器的入口煙道流速一般控制在 10～15m/s，粗選流速為 12m/s，單元尺寸已知：5500mm，以脫硫時(shí)為例，則入口煙道流速：689800/（3600*5.5*12）=2.9m≈3m，則由粗選的入口煙道尺寸 5500*3000mm2 符合要求。
4.2.6、風(fēng)門(mén)尺寸確定：
根據工程經(jīng)驗，單元入口流速范圍：6～8m/s，凈氣室出口流速范圍：7～9m/s，則粗選：?jiǎn)卧肟诹魉贋?7 m/s，凈氣室出口流速為 8 m/s。單元尺寸 5500mm，在長(cháng)度方向上左右各留出 500mm，則風(fēng)門(mén)長(cháng)度為 5500-2*500=4500mm。
4.2.7、羅茨風(fēng)機選型：
設計每袋噴吹量 0.333m3/h/ 袋 / 臺，則：608*8*0.333=1620m3/h，1620/60=27 m3/min，已知噴吹壓力為 85Ka，據此，選用百事德羅茨風(fēng)機，查性能表得風(fēng)機型號：BKW7011 吸入口風(fēng)量為 26.55m3/min 壓力為 90 Ka 轉速為 1500rpm 出口管徑DN150 軸功率 51.40Kw。
5、結束語(yǔ):
所舉例的電廠(chǎng)的脫硫除塵項目在 2007 年年底已投用，到目前為止，粉塵的排放濃度一直保持在排放要求范圍內：＜50mg/Nm3，且至今已運行近20000 小時(shí)，沒(méi)有更換過(guò)一個(gè)布袋（要求濾袋的壽命為 30000 小時(shí)）。
