生活垃圾焚燒濕法脫酸工藝技術經濟分析

侯霞麗，沈宏偉，王麗霞，胡利華

（光大環境科技（中國）有限公司，江蘇 南京 210000）

0 引言

生活垃圾焚燒煙氣中的酸性污染物主要有HCl、SOx、HF 等，其中HCl 的原始含量約為600～1 200 mg/m3，SOx以SO2為主、含少量SO3，SOx的原始含量約為200～800 mg/m3，HF 含量約為1～20 mg/m3，為防止煙氣對環境造成二次污染，必須采取嚴格的煙氣凈化措施，保證污染物達標排放［1］。

酸性氣體凈化工藝按照吸收劑狀態和有無廢水排出可分為干法、半干法和濕法［2-3］。垃圾焚燒行業中“半干法+干法”脫酸工藝可以滿足歐盟2010 排放標準，但隨著國家環保要求的提高和民眾環保意識的增強，某些項目提出更高的“超低排放”要求，即NOx≤50 mg/m3、SO2≤10 mg/m3、HCl≤5 mg/m3、煙塵≤5 mg/m3，基于“半干法+干法”的常規脫酸工藝無法滿足此要求，而高效、穩定的濕法脫酸工藝逐漸成為超低排放項目的主流選擇。

目前，垃圾焚燒行業面臨國補退坡、垃圾量不足等壓力，對技術的降本增效有迫切需求。對于煙氣脫酸工藝的技術經濟分析，現有研究成果主要集中在各工藝組合間的經濟性比較，著重于工藝選擇的優化，對垃圾焚燒的具體技術以及其在不同技術工藝體系下的運行研究極少［4-5］。本研究針對濕法脫酸工藝，以某400 t/d 垃圾焚燒項目為例，全面分析不同技術工藝體系、不同工況下的運行經濟特性以及影響因素，為工藝的選擇、優化運行方式、降低運行成本提供理論與數據支撐。

1 工藝與方法

1.1 濕法脫酸工藝

濕法脫酸工藝是指采用堿性吸收劑在濕狀態下與酸性氣體反應并脫除反應產物，生活垃圾焚燒項目中通常采用NaOH 溶液作為吸收劑，其與煙氣中的酸性氣體發生的主要反應方程式如式（1）～式（5）所示［6-7］：

濕法脫酸系統主要由濕法塔、冷卻循環泵、減濕循環泵、減濕水箱、換熱器、堿液供應系統等組成，如圖1 所示。

圖1 濕法脫酸系統示意Figure 1 Schematic of wet deacidification system

濕法塔為單塔雙循環模式，下部為冷卻部，上部為減濕部，二者相互獨立。經煙氣-煙氣換熱器（Gas Gas Heater，GGH）換熱后的原煙氣（約100～110 ℃）從濕法塔下部進入濕法塔，自下而上流動，與冷卻循環液接觸后被冷卻至飽和溫度（約60～70 ℃）。堿液送至冷卻循環泵管道中，冷卻循環液與煙氣中的HCl、SO2等污染物反應生成NaCl、Na2SO3、NaHSO3、Na2SO4等鹽類，通過調節濕法塔底部的洗煙廢水排出量以控制冷卻循環液中鹽濃度不超過3%～5%［8］，避免冷卻液中鹽析出。

煙氣經冷卻部降溫和脫除大部分酸性氣體后，向上進入減濕部，減濕水箱中的減濕循環液經換熱器降溫后與煙氣接觸，將煙氣進一步冷卻并析出水分，煙氣的含水量有效降低，氣相污染物濃度也進一步降低。減濕部多出的水一部分用作冷卻部補水，剩余減濕水排放至水處理系統。凈化后的煙氣（約45～65 ℃）從濕法塔出口流出，進入GGH 與原煙氣換熱。

由于經過濕法脫酸之后的煙氣通常是飽和濕煙氣，含有大量水蒸氣，如果直接排入溫度較低、飽和濕度較低的空氣環境中，煙氣中的水蒸氣會凝結形成濕煙羽，出現煙囪冒白煙的現象［9］。目前越來越多的項目要求“脫白”，即消除白煙，通常采用先冷凝再加熱的方法，即在濕法塔減濕部對煙氣進行降溫，大量水蒸氣發生冷凝，隨后較低含水率的煙氣進入GGH 和蒸汽-煙氣換熱器（Steam Gas Heater，SGH）進一步加熱，實現“脫白”。

1.2 濕法脫酸工藝的技術經濟分析模型

濕法脫酸系統的投資成本主要由煙氣量、脫白需求等因素決定，較為固定。而運行成本影響因素較多，且對于垃圾焚燒項目而言，運行協議期較長，因此主要研究濕法脫酸系統的運行經濟特性。

根據物料和能量平衡，建立濕法脫酸工藝計算模型，考慮的主要方程式如式（1）～式（5）所示。計算模型中忽略粉塵、HF 等對濕法脫酸的影響，SOx均以SO2計，假設N2、CO2、NOx等都不參與化學反應，得到主要計算模型如式（6）～式（15）所示。

理論NaOH 耗量：

理論Na2SO3產生量：

理論NaCl 產生量：

堿液（30%NaOH）耗量：

將30%NaOH 稀釋為10%NaOH 所需除鹽水：

工藝水耗量，即冷卻部補水量：

冷卻循環水耗量：

洗煙廢水產生量：

減濕廢水產生量：

循環泵電耗：

式 中：mNaOH、mNa2SO3、mNaCl分 別 為NaOH 耗 量 和Na2SO3、NaCl 產生量，mg/h；cin(SO2)、cout(SO2)、cin(HCl)、cout(HCl)分別為入口SO2濃度、出口SO2濃度、入口HCl 濃度、出口HCl 濃度，mg/m3；Vin、Vout分別為入口煙氣流量、出口煙氣流量，m3/h；MSO2、MHCl、MNaOH、MNa2SO3、MNaCl分 別 為SO2、HCl、NaOH、Na2SO3、NaCl 的摩爾質量，g/mol；Q1～Q6分別為堿液耗量、除鹽水耗量、工藝水耗量、冷卻循環水耗量、洗煙廢水產生量和減濕廢水產生量，t/h；α為堿液的化學當量比，無量綱；Qe、Qc分別為冷卻部蒸發水量和減濕部冷凝析出水量，t/h；ΔH為減濕部煙氣降溫放出的熱量，kJ/h；r為水的汽化潛熱，kJ/kg；Cp為水的定壓比熱容，kJ/（kg·℃）；Δt為循環冷卻水的溫升，℃；cw為洗煙廢水的鹽濃度，一般取3%～5%；P為功率，kW；K為電機安全系數；ρ為泵輸送流體密度，kg/m3；Qp為泵的流量，m3/h；H為泵的揚程，m；η1、η2分別為泵的效率和泵的傳動效率，%。

根據上述模型，將濕法脫酸過程中的各項物料消耗、電耗、壓縮空氣消耗、廢水產出乘以各自單價，再扣除減濕廢水回用獲得的收益，即可得到運行費用如下：

式中：E為運行費用，元/h；a1～a6分別為堿液單價、除鹽水單價、工藝水單價、循環冷卻水單價、洗煙廢水處理單價和減濕廢水處理單價，元/t；b為儀用空氣單價，元/m3；Q7為儀用空氣耗量，m3/h；c為電價，元/kWh；d為減濕廢水回用收益，元/t。

2 結果與討論

該項目為典型的“SNCR+干法+半干法+活性炭+布袋除塵+SCR+GGH+濕法”工藝組合，SCR布置于濕法脫酸前，由于SO2會使SCR 催化劑失效，因此由半干法脫除大部分酸性污染物，進入濕法脫酸系統的污染物濃度已經較低。項目主要設計及運行參數見表1。

表1 某400 t/d 焚燒項目濕法脫酸工藝參數Table 1 Technical parameters of wet deacidification process of a 400 t/d incineration project

本研究按“脫白”和“非脫白”兩種工況對濕法脫酸運行費用進行分析，“脫白”工況表示濕法塔出口溫度要降低到一定數值，降低煙氣中含水率，以保證煙囪出口無白煙，通常在冬季應用較多；“非脫白”工況表示對濕法塔出口溫度沒有要求，此時減濕部不承擔減濕的作用，僅用作進一步脫除污染物。

2.1 濕法脫酸過程運行費用分布

針對某400 t/d 項目運行數據進行計算，得到不同工況下濕法脫酸過程的運行費用分布如圖2所示（本研究中運行費用均以噸垃圾計）。其中，堿液按1 100 元/t、除鹽水按10 元/t、循環冷卻水按0.11 元/t、儀用空氣按0.1 元/m3、電價按0.65元/kWh、洗煙廢水處理費按10 元/t、減濕廢水處理費按3.5 元/t、減濕廢水回用收益按1.5 元/t 計。

圖2 脫白與非脫白工況下濕法脫酸運行費用Figure 2 Operating cost of wet deacidification under de-whitening and non de-whitening operating conditions

由圖2 可計算得出，“脫白”工況運行費用約為“非脫白”工況的1.6 倍?！胺敲摪住惫r下，循環泵電費占總運行費用比例達77%，其余各項費用均較少?！懊摪住惫r下，由于需要大量的冷卻循環水對減濕循環液進行降溫、降低煙氣溫度，會析出大量減濕廢水，降低煙氣含水率，因此運行費用中循環冷卻水費用和減濕廢水處理費用大幅增加，分別占運行總費用的33%和12%；此外，循環泵電費依然占比較大，約為47%。而由于入口污染物濃度較低，不論哪種工況下，堿液費用均較少，僅占10%左右。

對于此類入口污染物濃度較低的項目，合理選擇“脫白”工況運行時間、降低循環泵電耗是降低運行成本的關鍵。由于要保證“脫白”效果，減濕部通常會選擇較大液氣比，導致減濕循環泵流量大、電耗高，而“非脫白”工況下，大流量的減濕循環泵長期運行會使耗電量大幅增加。若將減濕循環泵改為變頻，或者將1 臺大流量減濕循環泵改為2 臺較小流量的泵并聯，“脫白”工況下2 臺同時開啟，“非脫白”工況下只開啟1 臺，可大幅降低運行成本，提高運行經濟性。

2.2 濕法塔出口溫度對運行成本的影響

在2.1 節中，“脫白”工況濕法塔出口溫度為45.0 ℃，“非脫白”工況濕法塔出口溫度為63.2 ℃，設定其他參數不變，僅變動濕法塔出口溫度，得到運行費用曲線如圖3 所示。

圖3 不同濕法塔出口溫度下的運行費用Figure 3 Operating cost at different outlet temperatures of wet tower

隨著濕法塔出口溫度由60 ℃降至45 ℃（圖3），濕法脫酸系統運行費用（以噸垃圾計）由10.0 元增至14.6 元，增幅達46%，出口溫度每下降1 ℃，運行費用增加約0.2～0.4 元。在實際運行過程中，通過調節循環冷卻水的流量來控制濕法塔出口溫度，循環冷卻水流量越大，煙氣降溫越多，濕法塔出口溫度越低，同時產生的減濕廢水越多。隨著濕法塔出口溫度降低，運行費用的增加主要是由冷卻循環水費用和減濕廢水處理費用的增加造成的，冷卻循環水費用（以噸垃圾計）由1.3 元增至4.9 元，減濕廢水處理費用（以噸垃圾計）由0.04 元增至1.00 元，這兩項費用總和占總運行費用的比例由13% 提高至40%，而其他各項運行費用基本不變。由此可見，濕法塔出口溫度對運行費用影響較大。對于“脫白”工況，在滿足“脫白”要求的前提下，應根據當地氣溫、濕度實時調整冷卻循環水流量，盡可能提高濕法塔出口溫度，有利于降低濕法脫酸系統運行成本。

2.3 用水成本對運行模式選擇的影響

在“脫白”工況下，減濕部析出的冷凝水除用于減濕部補水，使得系統無需額外補充工藝水外，剩余的減濕水經簡單處理后可用于全廠的補水；而“非脫白”工況下，循環冷卻水停用，也無減濕廢水產生，系統需要補充工藝水。對于確定項目，其他條件不變時，堿液費用、除鹽水費用、儀用空氣費用、電費和洗煙廢水處理費為定值，若令“脫白”工況下費用Ea與“非脫白”工況下費用Eb相等，根據式（16）可得等費用線：

式中：假設d= 0.4a3，可得到如圖4 所示等費用曲線，在曲線上方，按“脫白”模式運行費用更低，在曲線下方，按“非脫白”模式運行費用更低。

圖4 不同工藝水價格和濕法塔出口溫度下的等費用線Figure 4 Isocost line under different process water price and outlet temperatures of wet tower

根據圖4，結合當地工藝水價格，可以直觀比較兩種運行模式的經濟性，有助于選擇合適的濕法塔出口溫度、優化運行方式、降低運行成本。當工藝水價格高于8 元/t 時，按“脫白”方式運行費用可能會低于“非脫白”運行方式，工藝水價格越高，可選擇越低的濕法塔出口溫度，此時，減濕水回用獲得的收益也越高，可抵消增加的循環冷卻水費用和減濕廢水處理費，運行經濟性更佳。對于2.1 節中的案例，“脫白”工況下濕法塔出口溫度45 ℃，只有當工藝水價格高于19 元/t時，按“脫白”模式運行才具有經濟優勢。顯然，對于一般地區，工藝水價格較低，“脫白”工況下運行成本高于“非脫白”工況。但是對于極度缺水地區的項目，用水成本增加，減濕廢水的回用可大幅緩解電廠的用水缺口、減少額外的補水量，故選擇合適的濕法塔出口溫度，按“脫白”工況運行的經濟性將優于“非脫白”工況。

2.4 入口污染物濃度對運行成本的影響

部分垃圾焚燒項目由于摻燒工業垃圾等原因，SO2、HCl 等酸性污染物濃度遠大于單純焚燒生活垃圾的項目，此時若不設置SCR 或者SCR 布置于濕法脫酸之后，則前端的干法或者半干法不會承擔大部分的酸性污染物脫除任務，導致濕法脫酸系統入口污染物濃度增高。參考部分項目的入口污染物濃度，設定其他條件不變，對不同入口污染物濃度下濕法脫酸的運行費用進行研究，結果如圖5 所示。為計算方便，根據式（1）～式（5），定義入口污染物當量濃度為：

圖5 不同入口污染物濃度下的運行費用Figure 5 Operating cost for different inlet pollutant concentrations

式中：cin為入口污染物當量濃度，mmol/m3。

由圖5 可以看出，隨著入口污染物當量濃度的增長，“脫白”和“非脫白”兩種工況下的運行費用均隨之呈線性增長。進一步分析運行費用分布發現，隨著入口污染物當量濃度的增加，堿液費用（以噸垃圾計）呈線性增長，由1.12 元增至55.60元，占總運行費用比例由8%上升至73%，且增長速率隨著入口污染物濃度的升高而逐步放緩，在入口污染物當量濃度達到10 mmol/m3時，堿液費用占比已達33%，與循環泵電費總和相當?？梢?，隨著入口污染物濃度的升高，需要加大堿液流量，消耗大量的堿液來脫除污染物，故運行費用的增加主要是由于堿液費用的增加造成的，且堿液費用遠大于其他各項費用。對于入口污染物濃度較高的項目，降低運行費用的關鍵在于降低堿液耗量，如果采用“半干法+干法”聯合脫除污染物，且半干法在前端脫除約90% 的污染物。則當入口污染物當量濃度為60 mmol/m3時，“半干法+濕法”組合工藝的運行成本為26.95 元［5］，遠小于采用純濕法工藝的運行成本68.50 元，這也是目前“半干法+濕法”組合工藝成為主流選擇的原因。

在其他條件不變的情況下，本研究中的分析與結論同樣適用于600 t/d、850 t/d 等規模更大的項目。

3 結論

1）對于入口污染物濃度較低的項目，“脫白”工況運行費用遠大于“非脫白”工況，循環泵電費是濕法脫酸工藝主要的運行費用，“非脫白”工況下約占77%，“脫白”工況下約占47%，降低電耗是降低運行成本的關鍵。

2）濕法塔出口溫度對運行費用影響較大，出口溫度每下降1 ℃，運行費用增加約0.2～0.4 元。

3）用水成本會影響運行方式的選擇。對于干旱缺水地區，當工藝水價格高于8 元/t 時，選擇合適的濕法塔出口溫度，按“脫白”工況運行經濟性將優于“非脫白”工況，工藝水價格越高，可選擇越低的濕法塔出口溫度。

4）隨著入口污染物濃度的增長，濕法脫酸運行費用均隨之呈線性增長，其中最主要的費用為堿液費用，最高可占73%，選擇“半干法+濕法”組合工藝可大幅降低運行成本，提高經濟性。