CJChE丨消石灰脱硫特性及CFB-FGD调控优化——实验和数值模拟研究

几十年来循环流化床烟气脱硫（CFB-FGD）工艺在国内外得到广泛的应用和发展，该工艺一般适用于低SO₂含量的烟气，如钢铁烧结烟气。如今有部分钢铁厂为了减少烧结成本，降低了烧结矿石品质，导致烟气SO₂浓度上升。为了使烟气排放达到标准，在实际工业应用中往往直接加大脱硫剂消石灰的投放量，并且使用钙含量较高的优质消石灰，这种做法使得脱硫剂成本大幅度升高。CFB-FGD工艺的反应吸收塔内存在着气、固、液三相流动和剧烈混合，并与传热传质和化学反应相互耦合，共同影响脱硫效率和设备运行的安全性可靠性。这种复杂多变的流场环境导致运行调控规律并不明确，不利于技术提升和SO₂减排。

本研究以节约成本、优化运行为目的，搭建了实验室尺度的流化床反应器，探究不同物理性质及外部条件对消石灰脱硫效果的影响，并将实验结论试用于一个工业规模的烧结烟气循环流化床脱硫塔；在此基础上，基于计算粒子流体力学（CPFD）和双膜理论建立了工业规模的循环流化床烟气脱硫塔模型，经过与实际工况的对比验证后，研究了脱硫塔内气固分布特性和操作参数对脱硫特性的影响，最终为工业优化运行提供建议。

(1) 考虑到消石灰的成本和利用率，建议氢氧化钙含量约为80%，主体粒径大于40 µm。消石灰的SO₂吸收能力与加湿水流量呈正相关，与床层温度呈负相关。在工业条件下，可以通过调整加湿水流量，使床温达到较为合适的 373.15–383.15 K。

(2) 在工业CFB-FGD塔中使用氢氧化钙含量约为82%，d90约为60 µm的消石灰进行试运行，结果表明该消石灰处理二氧化硫浓度较高的烟气更为有利。这将使脱硫剂的总成本比原来的消石灰降低约29%。

(3) CFB-FGD塔的气固流场符合核心-环流的特征。脱硫塔上部颗粒稀疏，下部颗粒密集，下部为主要脱硫反应区。然而，雾化水入口段颗粒的严重堆积阻碍了传热和传质，可通过优化文丘里管结构来缓解这一问题。循环灰的单侧进料导致烟气流偏斜，应考虑在脱硫剂入口段均匀布置循环灰入口。

(4) 在模拟条件下，雾化水流量对脱硫效率的影响最大，其次是熟石灰和循环灰流量。模拟的最佳运行条件为：雾化水流量为 7.5 kg·s^–1，熟石灰流量为 0.56 kg·s^–1，循环灰流量为 70 kg·s^–1。

基于实验室尺度流化床反应装置研究了消石灰自身性质（氢氧化钙含量、粒径）和外部条件（水量、床温）对SO₂吸收量的影响，实验结果如图1至图4所示。

图1  氢氧化钙含量对SO₂吸收量影响

图2  粒径对SO₂吸收量影响

图3  水量对SO₂吸收量影响

图4  床温对SO₂吸收量影响

当消石灰的氢氧化钙含量在80.82%以下时，SO₂吸收量随氢氧化钙含量增加而上升明显，随后SO₂吸收增量减小。当吸收率为60%时，Ca/S摩尔比随着氢氧化钙含量升高而先升高后降低，在含量为80.82%时达到了最小值为3.93，意味着此时消石灰的利用率最高。考虑到价格因素，在工业尺度的脱硫剂消耗量下，选择含量为80%左右的消石灰，推测可以显著降低脱硫剂成本。

当粒径在31–40 µm范围内时，SO₂浓度的下降速率最高，吸收速率迅速达到100%。然而更小的粒径会导致更短的高效脱硫时间，特别是颗粒粒径从40–55 µm降低为31–40 µm时，表明此时消石灰颗粒团聚结块严重，材料利用率低。工业设备在缺少媒体颗粒促动的情况下，应当使大部分颗粒粒径大于40 µm。

在加湿水量达到2.0 ml·min^–1前，脱硫剂的SO₂吸收量随着水量增加而显著增加，随后进一步增加水量时，SO₂吸收增量明显减小。当加湿水量较小，脱硫剂被润湿的程度较低，不利于SO₂及Ca(OH)₂的溶解和扩散。同时，脱硫产物CaSO₃覆盖在脱硫剂颗粒表面形成多孔外壳后，加湿水量较小时，水继续向内润湿困难，脱硫反应逐渐减缓甚至停止。

床温由393.15 K降低到383.15 K时，SO₂吸收量升高最为明显，60%效率下，吸收量提高40.55%，床温继续下降至373.15 K后，SO₂吸收增长率减小，为14.65%。综合考虑运行安全和脱硫效率，较为理想的脱硫反应区床温在373.15–383.15 K，应当控制喷淋水量使文丘里出口段床温在此范围内，同时保证脱硫塔出口烟气温度满足绝热饱和温差大于15 K的工业标准。

图5是标准工况下脱硫塔内气固分布。脱硫塔内颗粒分布呈现出了环核流特征，即靠近壁面处的颗粒浓度高而中心浓度低，并且颗粒浓度随着轴向高度增加而降低。脱硫反应主要是在雾化水入口段及直管段的下半部分进行，此处的颗粒浓度高，湿度大，烟气与颗粒混合剧烈，化学反应速率大。脱硫塔内水蒸气浓度发生了偏移。这是因为使用了流化风机将循环灰从单侧送入脱硫塔，而流化风的含湿量比烧结烟气的低得多，造成了七管文丘里内水蒸气浓度分布不均匀，从而导致塔内流场偏斜。

图5  标准工况下脱硫塔内气固分布

(a) 颗粒体积分数分布；(b)颗粒轴向速度分布；(c) 时均SO₂质量浓度分布；(d)时均水蒸气质量浓度分布

图6为不同雾化水流量下温度分布。当雾化水量增加时，塔内轴向各个高度处温度降低。尤其是20 m和23 m处截面的温度降低更为明显，此处的颗粒浓度大，温度降低有利于促进反应。当雾化水量为7.51 kg·s^–1时，反应区温度在370–380 K，大致符合实验得到的最佳床温范围373.15–383.15 K。当高度达到33 m后，不同雾化水量带来的温度差异减小，到43 m截面处温度基本一致，大约为378 K。

图6  不同雾化水流量下温度分布

图7为不同循环灰流量下SO₂浓度分布。当循环灰量从50 kg·s^–1增加至70 kg·s^–1时，各个高度的SO₂浓度降低明显，但进一步增加循环灰量至90 kg·s^–1对降低SO₂浓度作用有限，出口SO₂浓度分别降低了7.68%和5.35%。

图7  不同循环灰流量下SO₂浓度分布

图8为不同消石灰流量下出口SO₂浓度和脱硫效率。随着消石灰量增加，出口烟气SO₂浓度降低13.77%和12.39%。但消石灰投放量过多会导致利用率降低和成本升高。三种消石灰量条件下的钙硫摩尔比分别为1.29，1.71，2.13。虽然消石灰投放量少时钙硫摩尔比更小更经济，脱硫剂利用率最高，但是此时脱硫塔出口SO₂浓度未达到超净排放标准。在模拟条件下，综合脱硫效率和经济成本，最佳消石灰投放量为0.56 kg·s^–1。

图8  不同消石灰流量下出口SO₂浓度和脱硫效率

第一作者：陈静，东南大学能源与环境学院能源工程系硕士研究生，研究方向为多项流动与数值模拟

通讯作者：钟文琪，东南大学副校长、二级教授、博士生导师，长期从事动力工程及工程热物理的教学和科研工作，在洁净煤与生物质热转化、多相流动与数值模拟、工业过程优化等领域具有专长。