1背景介绍

目前，我国大部分钢厂锅炉烟气用湿法脱硫工艺，排放湿烟气温度在45～55℃，经烟囱排放的低温饱和湿烟气与温度较低的环境空气接触时，烟气温度降低，发生水蒸气冷凝，凝结的水滴对光线产生折射、散射，从而使烟羽呈现出大白烟的现象，称为湿烟羽。虽然湿烟羽对环境质量没有影响，但是影响环境感观，有时甚至会被周边的居民误认为有毒、有害废气。钢铁烧结工业现行排放标准规定了大气污染物特别排放限值，但由于制订时间较早、当时治理技术尚未普及等因素，限值并不合理。为了进一步完善钢铁行业大气污染物排放标准，2019年4月，中华人民共和国生态环境部等五部委印发《关于推进实施钢铁行业超低排放的意见》（环大气〔2019〕35号），在《征求意见稿》的基础上，进一步明确钢铁行业超低排放主要目标：全国新建（含搬迁）钢铁项目原则上要达到超低排放水平。推动现有钢铁企业超低排放改造，到2025年底前，重点区域钢铁企业超低排放改造基本完成，全国力争80%以上产能完成改造。将烧结机的SO₂限值调整为35mg/m³。A钢铁企业现有一台260m²烧结机，为了满足最新环保要求，新建一套湿法脱硫+消白治理装置。

2 烟气消白原理

通常情况下，当环境温度比脱硫出口烟气温度要低的时候，当饱和湿烟气排入到大气环境时，湿烟气与空气的混合气体温度必然介于烟气温度与环境温度之间，也就是混合气体温度会要低于烟气温度。且伴随着温度越降越低，气体中饱和水蒸气的分压也逐渐地下降。混合气体中水蒸气的含量是大气中原始水蒸气含量与烟气中水蒸气含量的总和。当混合气体中的水蒸气含量超过对应温度下气体对水蒸气的容纳能力时，水蒸气就会冷凝析出，形成烟羽。

烟气由烟囱排出后是否发生湿烟羽现象，主要取决于烟气温度、含湿量、环境温度和相对湿度。当烟气从烟囱排出向大气环境扩散过程中，在烟温降低至环境温度时，烟气的含湿量低于对应的饱和含湿量时不发生湿烟羽现象，当烟气的含湿量高于对应的饱和含湿量时会发生湿烟羽现象。对某个状态下的饱和湿烟气，含湿量不变时，提高烟气温度、脱除烟气中的水雾及水蒸气，都可以将烟气变为不饱和烟气，这也是现阶段消白技术的主要原理。根据烟气消白原理，目前的技术路线主要有三种：直接加热法、冷凝法、冷凝再热。直接加热法，就是直接将烟气通过加热达到一个较高温度的方式来实现消白的目的。主要技术有：气-气换热器（GGH）、热媒水管式气－气换热器（MGGH）、蒸汽－烟气换热器（SGH）等。其中GGH是将FGD前高温烟气的热量直接交换到FGD出口的低温烟气；MGGH的媒介是水，将电除尘前或FGD前高温烟气的热量间接交换到FGD出口的低温烟气；SGH直接采用蒸汽加热器加热FGD出口低温烟气。直接加热法应用较广泛，技术成熟，但是能耗高，污染物减排效果微小。冷凝再热法是通过先降低FGD出口烟气温度，使烟气中部分水蒸气冷凝析出，再将烟气加热到一

定温度来达到消白效果。烟气冷凝技术主要有换热器冷凝技术、FGD浆液冷凝技术和喷淋降温技术。冷凝再热法耗能少，可以回收一部分水且有一定的减排效果，但系统复杂，冷源的获取较困难。

A钢铁企业氨法脱硫结晶温度要求烟气入口温度不低于110℃，且烟道取热工艺需增加引风机出力1kPa，而塔内喷淋冷却+热风掺混技术，避免了烟道取热对结晶的影响及系统阻力的影响，但热风掺混需要消耗热源，该企业有副产蒸汽可用。综合考虑消白效率、投资成本、施工难度等因素，选择冷凝再热法符合该企业实际需求。

3 烟气治理方案

3.1烟气脱硫方案

在实际工作中，烧结烟气工艺参数如表1所示。

表1  烧结烟气工艺参数

根据烟气工艺参数及消除白雾影响，脱硫前设置烟气冷却器回收部分余热，对脱硫后净烟气进行加热，从而达到消除烟囱白烟的目的。脱硫工艺采用石灰-石膏法工艺进行设计。原烟气SO₂的质量浓度为6000mg/m³（标态、干基），单塔脱硫难以实现SO₂排放的质量浓度≤25mg/m³（标态、干基）的要求，因此，脱硫系统采用双塔双循环的湿法脱硫工艺。一级塔入口SO₂的质量浓度设计值为6000mg/m³（标态、干基），出口设计值为3000mg/m³（标态、干基），脱硫效率50%；二级塔入口SO₂设计值为3000mg/m³（标态、干基），出口设计值为25mg/m³（标态、干基），脱硫效率99.17%。一级、二级塔均采用喷淋+托盘的形式，吸收塔底部均为含有氧化空气管道的浆液池，塔内上部均为喷淋层和除雾器。

3.1.1 防止烟气短路的控制

因吸收塔中间区域浆液喷淋密度高，阻力大，靠近吸收塔内壁浆液喷淋密度低，烟气经过吸收塔喷淋区域时，会趋向沿塔内壁流动，造成吸收塔截面上液气比分布不均匀，导致脱硫除尘效率下降。浆液喷淋到塔内壁时，沿塔内壁往下流动，降低部分气-液接触面的传质效果。部分烟气气-液接触时间短，造成烟气沿塔内壁“逃逸”，影响脱硫效率。因此，在吸收塔设置增效环，将靠近吸收塔内壁的烟气驱赶到吸收塔中间区域，可防止烟气短路。

3.1.2 pH值的控制

在双塔双循环脱硫系统中，原烟气首先进入一级塔，烟气中的SO₂经一级循环得到预处理并产生石膏，同时除去烟气中部分颗粒物、HCl（氯化氢）、HF（氟化氢），减小对二级循环的影响，提高二级循环效率。为了兼顾脱除部分SO₂和氧化浆液中的CaSO₃，pH值控制在5.2～5.4之间。二级塔为主吸收塔，其主要功能是脱除烟气中剩余的SO₂，保证吸收塔出口SO₂浓度稳定达标排放。虽然较高的浆液pH值有利于SO₂的吸收，但不利于CaSO₃的氧化。基于二级塔的主要功能及过高的pH值带来的结垢堵塞问题，将二级塔浆液的pH值控制在5.8～6.0的范围，以促进其对SO₂的吸收。

3.1.3 水平衡的控制

烟气先进入一级塔，在一级塔中降温并形成饱和湿烟气，蒸发大量水分，同时一级塔排出的石膏浆液也会带出大量水分，使得一级塔浆液浓度逐渐变大，液位下降快；从一级塔出来的饱和湿烟气进入二级塔，水分蒸发较少，且二级塔除雾器采用工艺水冲洗，造成二级塔浆液密度逐渐降低，液位上升快。为了减轻上述影响造成的两塔水平衡问题，在设计双塔双循环系统时，主要利用滤液水制浆，工艺水作为补充制浆，并根据液位变化合理设置一、二级塔除雾器冲洗频率，并在一、二级塔之间设置石膏旋流器，将一级塔石膏浆液排至石膏旋流器，密度较小的溢流水通过自流进入一级塔，底流返回二级塔。湿法脱硫工艺流程如图1所示。

3.2 烟气消白方案

烟气加热法，在烟气从烟囱排入大气前，对烟气增温至 90℃，这样整个烟气降温过程均处于烟气饱和曲线的下方，不会有白色烟羽形成，此方法消耗能源较多，不能起到节能减排作用。烟气先冷凝后加热法，在烟温较高时（90℃以上）提前对烟气进行换热降温，收集热量，在烟气排入大气前时，将提前收集到的热量与烟气进行换热，控制升温幅度约为10℃，当烟气排入大气时，烟气降温过程处于烟气饱和曲线的下方，不会有白色烟羽形成，此方法是现在消除白色烟羽的主要方式之一，但是整个流程较为复杂，使用的换热设备较多，主要用于燃煤锅炉。而烟气冷凝法直接将烟气温度从 60℃降至 45℃，当烟气排出烟囱后，随着烟温下降也不会形成白色烟羽，因为考虑到烟气冷凝法会造成烟气在烟囱中结露腐蚀问题，所以现在燃煤锅炉普遍采取烟气先冷凝后加热法进行烟羽脱白。

采用MGGH（全称三菱燃气加热器）烟气消白工艺，该工艺主要由烟气冷却器、烟气加热器和配套的冷却塔、泵、管路等构成，将除盐水作为热媒，热媒水通过烟气冷却器吸收一级塔入口烟气的热量，升温后的热媒水通过烟气加热器与二级塔出口的低温净烟气进行热交换，烟气吸热升温后外排，热媒水回水通过循环泵回到烟气冷却器开始下一个吸热过程。

3.2.1 烟气冷凝

烟气经湿法脱硫系统后处于饱和状态，且夹杂大量液滴，以湿烟气饱和状态为基准，通过冷凝使湿烟气温度降低并凝结成水，其冷凝过程沿饱和湿度线进行，冷凝过程中含湿量随烟气温度的降低而降低，该过程烟气的绝对含湿量大幅下降。饱和湿烟气冷凝过程的含湿量变化如图2所示。图2饱和湿烟气冷凝过程中的含湿量变化采用循环冷却水作为冷媒，冷媒水通过冷水泵进入冷凝器降低烟气温度，并降低含水率，冷却水吸收热量后返回冷却塔，进入下一循环。烟气通过冷凝器时，随着烟温降低，烟气中的小微液滴不断向冷凝管管壁积聚，并不断聚合长大，析出凝结水，随后沿换热管管壁流出，且该过程还能捕捉微细颗粒物、SO₃等多种污染物。

图1  湿法脱硫工艺流程示意图

图2 饱和湿烟气冷凝过程中的含湿量变化

3.2.2 烟气加热

通过冷凝器后，烟气含水量虽然降低，但依旧处于饱和状态。此时，利用吸收了一级塔入口烟气热量的热媒水，通过MGGH加热器加热二级塔出口的低温净烟气，将烟气加热到95℃。此温度下烟气状态远离饱和湿度曲线，处于非饱和状态，烟气通过烟囱外排，无白烟产生。烟气冷凝再热技术参数如表2所示。

表2  烟气冷凝再热技术参数

表 3  主要技术经济指标

4 主要技术经济指标

烟气消白技术改造采用塔内喷淋冷凝 + 热风掺混工艺技术路线，全年均可满足消除白色烟羽，烟气离开烟囱后目视消白效果较好，工艺操作维护简单，不改变原始锅炉及其附属设备工艺运行工况，各装置工艺运行稳定。260m²烧结机烟气脱硫及消白系统的主要技术经济指标如表3所示。

5 结语

（1）环境温度和相对湿度也是影响烟气消白温度的重要因素，环境温度越低，相对湿度

越大，消白所需要加热的温度就越高。

（2）针对高含硫烧结烟气，采用双塔双循环+托盘+增效环脱硫技术可以将脱硫效率提高

到99.6%，吸收塔出口的SO₂排放的质量浓度控制在25mg/m³以下。

（3）消白系统采用MGGH冷却器和MGGH加热器及冷凝器，保证烟气排放达到消白要求。

该结构布置紧凑，设计新颖，效率高；一次性投资低，水电消耗少，运行成本低。

（4）脱硫装置和消白装置投产后，每年SO₂减排量36734.46t，增加运行成本3.33014×10⁷元/a，单位经营成本8.97元/t烧结矿。

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