2.3　海水脱硫法

2.3.1　技术方法

2.3.1.1　方法概述

随着我国对火力发电厂SOx排放的控制越加严格，采用各种烟气脱硫装置越来越普遍，为了统一和规范火力发电厂烟气脱硫装置的设计和建设标准，贯彻“安全可靠、经济适用、符合国情”的基本方针，做到有章可循，结合近几年来火力发电厂烟气脱硫装置的设计和建设过程中遇到的工程实际问题和经验总结，编制DL/T 5196—2004《火力发电厂烟气脱硫设计技术规程》。

此规程适用于安装400t/h及以上锅炉的新、扩建电厂同期建设的烟气脱硫装置和已建电厂加装的烟气脱硫装置。安装400t/h以下锅炉的电厂烟气脱硫装置设计可以参照执行。

燃用含硫量<1％煤的海滨电厂，在海域环境影响评价取得国家有关部门审查通过，并经全面技术经济比较合理后，可以采用海水法脱硫工艺；脱硫率宜保证在90％以上。脱硫装置的可用率应保证在95％以上。海水脱硫的曝气池应靠近排水方向，并宜与循环水排水沟位置相结合，曝气池排水应与循环水排水汇合后集中排放。

海水脱硫是以天然海水作为吸收剂，脱除烟气中SO2的湿法脱硫技术。是近年发展起来的新型烟气脱硫工艺，因其无需其他任何添加剂，不产生任何废弃物，脱硫效率高，运行费用低，在一些国家和地区得到了广泛的重视。我国海岸线很长，沿海地区工业发达，火电厂较多，污染也较严重，因此利用海水烟气脱硫将具有十分重要的现实意义。

海水脱硫技术由美国加州伯克利大学Bromley L.A教授于20世纪60年代最先提出，70年代挪威ABB环境公司开发了Flakt-Hydro海水脱硫工艺后，海水脱硫就开始被广泛应用，如1988年印度Tata电厂125MW燃煤机组、1995年西班牙Gran Canaria燃油电厂（2×80MW）等相继采用了海水脱硫。

国内海水脱硫工程主要以挪威的ABB公司的技术为主。1996年深圳西部电厂先后建成了6套300MW海水脱硫工程，目前运行的各项性能指标均达到设计值；福建后石华阳电厂已建成4套600MW的海水脱硫装置，并于1999～2003年陆续投入运行。

海水脱硫最初主要应用于铝冶炼厂和炼油厂，20世纪80年代末以来，在燃煤、燃油电厂的应用有较快发展，近年来投入运行的海水脱硫装置，多数是在燃煤、燃油电厂。海水脱硫工艺具有以下优点：

①以海水作为吸收剂，节约淡水资源，建设和运行费用较低；

②被吸收的SO2转化成海水的组成部分——硫酸盐，不存在废弃物处理问题；

③脱硫效率高，一般可达90％以上，不存在结垢堵塞的问题；

④采用海水冷却的发电厂，可将凝汽器下游循环水引入脱硫装置，无需专门取水，建设投资大大降低。

2.3.1.2　系统构成

典型的海水湿法烟气脱硫工艺流程如图2-3所示。

2.3.2　反应原理

2.3.2.1　吸收原理

对于沿海区域电厂，利用自然优势进行海水脱硫，具有广泛的发展和应用前景。海水脱硫是近几十年来发展成熟的新技术，其工艺流程简单，高效环保，经济性、可靠性显著，在燃用低硫煤沿海城市具有良好的应用前景。海水烟气脱硫属于湿法脱硫，天然海水中含有大量的可溶性盐类，其主要成分是氯化物和硫酸盐。海水中还溶存着相当数量的、、及、等弱酸阴离子，主要为，它们都是氢离子的接受体。这些氢离子接受体的浓度总和在海洋学上称为“碱度”，海水的碱度约为2mmol/L，其中的的浓度约为1.8mmol/L，pH值一般在8.0～8.2的范围内。因此，纯海水具有天然的酸碱缓冲能力及吸收酸性气体的能力。

由于地壳岩石侵蚀冲刷，海水不断与海底和沿岸的碱性沉淀物接触，并不断将可溶性石灰石送入大海，天然海水呈弱碱性，海水中含有2.3％～3.5％的盐分，碳酸盐约占海水中盐分的0.34％。海水湿法脱硫是利用海水的天然弱碱性吸收SO2的一种工艺。海水天然碱度是指水中含有能接受氢离子物质的量，如氢氧根、碳酸盐、重碳酸盐、磷酸盐、磷酸氢盐、硅酸盐、硅酸氢盐、亚硫酸盐、腐殖酸盐和铵盐等，是水中常见的碱性物质，都能和酸起反应。依靠海水中能和氢离子发生反应的物质（天然碱度），使脱硫海水的pH值得以恢复，从而既达到烟气脱硫的目的，又能满足海水排放的要求。

海水通过喷嘴雾化喷入吸收塔，分散成细小的液滴并覆盖吸收塔的整个断面。这些液滴中的弱碱与塔内烟气中的SO2逆流接触，发生传质与吸收反应生成亚硫酸盐进入循环池，在循环池中通入大量的空气进行强制氧化，使其中的亚硫酸盐与空气中的氧气反应生成无害的硫酸盐，而硫酸盐是海水的天然成分，对海水无污染作用。

2.3.2.2　吸收反应

烟气与喷嘴喷出的海水在吸收塔内有效接触，海水吸收大部分SO2气体生成H2SO3，H2SO3因为不稳定将分解成H+与，H2SO3水解生成大量氢离子，使海水的pH下降；同时亦不稳定继续分解成H+与，反应如下：

吸收反应是传质和吸收的过程，水吸收SO2属于中等溶解度的气体组分的吸收，根据双膜理论，传质速率受气相传质阻力和液相传质阻力的控制，强化吸收反应的措施包括：

①采用逆流传质，增加吸收区平均传质推动力；

②增加气相与液相的流速，改变气膜和液膜的界面强化传质；

③加快已溶解SO2的电离和氧化，当亚硫酸被氧化以后，它的浓度就会降低，会促进SO2的吸收；

④提高pH值，减少电离的逆向过程，增加液相吸收推动力；

⑤在总的吸收系数一定的情况下，增加气液接触面积，延长接触时间，如增大液气比，减小液滴粒径，调整喷淋层间距等；

⑥保持均匀的流场分布和喷淋密度，提高气液接触的有效性。

2.3.2.3　中和反应

海水pH值约在7.3～8.6之间，天然碱度约为2.0～2.9mg/L。海水中大量的和是控制海水pH值的主要因素，因而该体系具有较大的抗pH值变化的缓冲能力。海水吸收后SO2呈酸性，加入大量新鲜海水，天然碱性海水与脱硫后酸性海水混合，H+与碳酸盐根离子发生中和反应，pH值提高，实现脱硫全过程。中和反应方程式如下：

中和反应本身并不困难，强化的措施包括减少CO2的溶解等办法。

2.3.2.4　氧化反应

部分在吸收塔喷淋区被烟气中的氧所氧化，其他的在反应池中被氧化，与水中的溶解氧发生氧化反应生成，此间脱硫后的海水H+浓度增加，酸性增强，pH值约为3左右，其化学反应方程式如下：

嵩屿电厂的海水湿法烟气脱硫采用两阶段氧化，即反应产生的亚硫酸根离子在吸收塔下部的海水池和曝气池中，被鼓入的空气氧化成稳定的硫酸根。海水吸收SO2的最终产物是硫酸盐，硫酸盐是海水中的成分之一，是海洋环境中不可缺少的物质。氧化反应是液相连续，气相离散。氧在水中的溶解度比较小，强化氧化反应的措施包括：①增加氧化空气的过量系数，增加氧浓度；②改善氧气的分布均匀性，减小气泡平均粒径，增加气液接触面积。

2.3.2.5　其他副反应

海水中Cl-和Fe2+、Mn2+的痕量金属离子对吸收SO2的影响，主要表现在S（Ⅳ）氧化为S（Ⅵ）的过程中的催化作用，从而促进海水对SO2的吸收。这些因素对脱硫的影响程度顺序为：海水天然碱性>Cl-和Fe2+、Mn2+的催化作用>离子强度。海水脱硫主要利用海水天然碱度的特点，决定了该工艺不适用于高含硫烟气的处理，为了增加海水对SO2的脱除量，可以添加少量碱性物质（如石灰）提高海水碱度。

烟气中的其他污染物如SO3、Cl、F和尘都被海水吸收和捕集，SO3、HCl和HF与海水中的钙按以下方程式发生反应：

海水脱硫是一种湿式抛弃法工艺，适用于沿海且燃用中、低硫煤的电厂，尤其是淡水资源和石灰石资源比较缺乏的情况下其优点更为突出，由于该工艺只需要天然海水和空气，不需要添加任何化学物质，所以海水脱硫具有工艺简单、占地少、投资省、运行可靠、系统无磨损、堵塞和结垢的特点。

2.3.3　系统描述

2.3.3.1　系统构成

新建脱硫装置的烟气设计参数宜采用锅炉最大连续工况（BMCR）、燃用设计燃料时的烟气参数，校核值宜采用锅炉经济运行工况（ECR）、燃用最大含硫量燃料时的烟气参数。已建电厂加装烟气脱硫装置时，其设计工况和校核工况宜根据脱硫装置入口处实测烟气参数确定，并充分考虑燃料的变化趋势。烟气脱硫装置的脱硫效率一般应不小于95％，主体设备设计使用寿命不低于30年，装置的可用率应保证在95％以上。

锅炉烟气经进口挡板门进入脱硫增压风机，通过烟气换热器后进入吸收塔，洗涤脱硫后的烟气经除雾器除去带出的小液滴，再通过烟气换热器从烟囱排放。

烟气海水脱硫工艺系统主要由烟气系统、吸收系统、海水供应系统、海水恢复系统等组成。一般来说SO2吸收系统能力较大，FGD的脱硫效率主要受海水恢复系统中转化为的能力和pH值恢复能力的限制。

2.3.3.2　烟气系统

（1）脱硫增压风机

在脱硫岛的烟气系统中，总烟气阻力约为3200Pa，所以设有增压风机，每台锅炉设1台增压风机。增压风机配2台冷却风机，一用一备。

脱硫增压风机宜装设在脱硫装置进口处，其参数应按下列要求考虑。

①吸收塔的脱硫增压风机宜选用静叶可调轴流式风机，当机组容量为300MW及以下容量时，也可采用高效离心风机。当风机进口烟气含尘量能满足要求时，可采用动叶可调轴流式风机。

②当机组容量为300MW及以下时，宜设置一台脱硫增压风机，不设备用。对于800～1000MW机组，宜设置两台动叶可调轴流式风机。对于600～700MW机组，也可设置两台增压风机；当设置一台增压风机时应采用动叶可调轴流式风机。

③增压风机的风量应为锅炉满负荷工况下的烟气量的110％，另加不低于10℃的温度裕量；增压风机的压头应为脱硫装置在锅炉满负荷工况下并考虑10℃温度裕量下阻力的120％。

（2）烟气换热器

烟气系统宜装设烟气换热器，脱硫后烟气温度一般应达到80℃以上排放。烟气换热器下部烟道应装设疏水系统。可以选择管式换热器或回转式换热器，当原烟气侧设置降温换热器有困难时，也可采用在净烟气侧装设蒸汽换热器。

烟气换热器（GGH）可以冷却进入吸收塔的烟气，保护吸收塔的填料，并减少吸收塔内水的蒸发；同时提高进入烟囱的烟气温度，使烟温大于70℃，防止烟囱中低温结露腐蚀的发生，并增加烟气的抬升高度；并且烟气温度越低吸收率越高，所以烟气进入吸收塔前必须降温，一般降至80℃左右。嵩屿电厂海水FGD装设了回转蓄热式GGH，GGH配有吹灰器和高压水清洗装置，用于运行中GGH换热元件的清污。GGH还配有低泄漏风机及密封风机，以降低烟气泄漏及原烟气与净烟气的互窜。

（3）挡板门

烟气脱硫装置宜设置旁路烟道。旁路挡板门的开启时间应能满足脱硫装置故障不引起锅炉跳闸的要求。烟道挡板宜采用带密封风的挡板，旁路挡板门也可采用压差控制不设密封风的单挡板门。

（4）工作过程

从锅炉来的热烟气经增压风机增压后，进入烟气换热器（GGH）降温侧冷却后进入吸收塔，自下而上流经喷淋层，在此烟气被冷却到饱和温度，烟气中的SO2被海水吸收。除去SOx及其他污染物的烟气由除雾器除去雾滴，经GGH加热至80℃以上，通过出口挡板门经烟囱排放。

与脱硫系统相关的挡板共有3个，包括一台FGD进口原烟气挡板，一台FGD出口净烟气挡板和一台旁路烟气挡板。在正常运行时，FGD进口/出口挡板开启，旁路挡板关闭。在故障情况下，开启烟气旁路挡板门，关闭FGD进口/出口挡板，烟气通过旁路烟道绕过FGD系统直接排到烟囱。烟气挡板为双百叶密封分步可调挡板，采用电动执行机构，并带位置发送器，同时设有快开功能，全关到全开的时间不大于25s。烟气挡板门都配有独立的密封空气系统，以防止烟气泄漏，具有100％的气密性。

脱硫岛烟道全部采用内支撑钢板制作，烟道的膨胀补偿器采用非金属补偿节，以补偿烟道的热膨胀和吸收转动机械传递的振动波。烟道的防腐设计为碳钢加内衬为2mm的鳞片树脂。在BMCR工况下，烟道内任意位置的烟气流速不大于15m/s。

2.3.3.3　吸收系统

（1）脱硫吸收塔

脱硫装置设计温度采用锅炉设计煤种BMCR工况下，从主机烟道进入脱硫装置接口处的运行烟气温度。新建机组同期建设的运行温度，一般为锅炉额定工况下，脱硫装置进口处运行烟气温度加50℃。300MW以上机组宜一炉一塔，200MW以下机组宜两炉一塔。

吸收塔宜采用钢结构，内壁采用衬胶或衬树脂鳞片或衬高镍合金板。塔外应设置供检修维护的平台和扶梯，设计荷载不应小于4000N/m2，平台宽度不小于1.2m，塔内不应设置固定式的检修平台。塔内与喷嘴相连的浆液管道应考虑检修维护措施，应考虑不小于500N/m2的检修荷载。

吸收塔是烟气与海水进行气-液质量传递与交换，并进行初步化学反应的场所。嵩屿电厂使用的脱硫吸收塔为无填料的钢结构喷淋空塔。塔高30.5m，直径12m，塔体采用碳钢制作，内壁防腐层为玻璃鳞片树脂。吸收塔内部有海水喷淋层、除雾器、氧化装置等（见图2-4）。

在吸收塔内以大量海水喷淋洗涤进入塔内的烟气，溶解吸收烟气中的SO2等酸性物质。SO2以溶解态SO2和的形态存在于洗涤后的海水中。净化后的烟气经除雾器除去雾滴、GGH加热后排放。海水在吸收塔内的水力停留时间约为2.5min。洗涤烟气后的海水收集在塔底部，依靠重力排入海水恢复系统。

（2）海水喷淋层

吸收塔设5个喷淋层，每个喷淋层布置44个空心锥形碳化硅喷嘴，5个喷淋层的喷嘴错开布置。喷嘴的作用是将海水在吸收塔中雾化成颗粒细小、均匀分布的液滴，从而增强烟气与海水的传质效果。

（3）烟气除雾器

吸收塔应装设除雾器，除雾器出口的雾滴浓度应不大于75mg/m3（标态）。除雾器应考虑检修维护措施，支撑梁的设计荷载应不小于1000N/m2。除雾器应设置水冲洗装置。

经海水洗涤后的烟气湿度较大，水汽凝结会造成烟羽呈白色，即所谓“白烟”问题。白烟的长度随环境温度、相对湿度以及烟气温度等参数而变，可从数十米到数百米。德国规定在烟囱出口处不得低于72℃，否则采用冷却塔排放。日本为防止烟囱冒白烟，要求把烟气加热到80～110℃。

嵩屿电厂在吸收塔上部设置除雾器。除雾器包括粗除雾器和细除雾器两级组成，除雾器结构形式为“人”字形（又称为屋脊形），属折流板式结构，上部装有清洗装置。除雾器及其清洗水装置采用聚丙烯（PP），材料的操作温度为80℃。除雾器的结构（图2-5）是利用烟气折向通过曲折的挡板，流向多次发生偏转，烟气携带的液滴由于惯性作用撞击在挡板上被捕集下来。

（4）海水喷淋泵

海水喷淋泵入口应装设滤网等防止固体物吸入的措施。当采用喷淋吸收塔时，喷淋泵宜按单元制设置；按照单元制设置时，应设仓库备用泵叶轮一套；按照母管制设置时，宜现场安装一台备用泵。

嵩屿电厂的海水增压泵布置在曝气池附近，每座吸收塔设3台泵，它们将约1/3的凝汽器排放海水提升输送到吸收塔内，供5层喷淋层洗涤烟气。3台海水增压泵均为单级双吸离心式水泵，叶轮和轴的材质是含钼奥氏体不锈钢，泵壳内壁涂有美国Belzona公司的陶瓷-不锈钢金属表面防腐层。

（5）氧化风机

氧化风机宜采用罗茨风机，也可采用离心风机。当氧化风机计算容量小于6000m3/h时，每座吸收塔应设置2台全容量或3台半容量的氧化风机；或每两座吸收塔设置3台全容量的氧化风机。当氧化风机计算容量大于6000m3/h时，宜配3台氧化风机。

嵩屿电厂的曝气风机为单级离心式风机，流量为40000m3/h、压力36kPa，电机功率630kW。每个曝气池设有3台曝气风机，根据海水恢复的具体情况投入2台或3台，曝气风机布置在储风室的正上方。

2.3.3.4　海水系统

（1）系统组成

包括海水供应系统和海水恢复系统。张小可、李忠华等人研究认为：脱硫海水稀释倍数通常为3～5，海水曝气时间宜大于10min。

脱硫用海水取自凝汽器出口的虹吸井，约1/6的海水进入吸水池，经升压泵送至吸收塔内洗涤烟气，吸收塔排出的海水自流进入曝气池，在此与直接排入曝气池的海水汇流并充分混合，处理后的合格海水经机组排水沟入海。

海水恢复系统的主体构筑物是曝气池，来自吸收塔的酸性海水与凝汽器排出的偏碱性海水在曝气池中充分混合，同时通过曝气系统向池中鼓入适量空气，使海水中溶解氧逐渐达到饱和，将易分解的亚硫酸盐氧化成稳定的硫酸盐，同时海水中的碳酸盐与吸收塔排出的氢离子反应释放出CO2，使海水的pH值升高到6.5以上，达到排放标准后排入海中。

嵩屿电厂排放海域为白海豚保护区，对排放水质要求高，在海水恢复系统的设计中采用2.6m的深度曝气、40000m3/h的大气量曝气及5.1min的长时间曝气，使得海水水质的恢复较为彻底。

（2）泵吸入池

泵吸入池为海水增压泵提供稳定压力的海水，海水泵池的水源为凝汽器排放的海水，泵吸池中扣除被海水增压泵抽送至吸收塔的水量后，其余约2/3水量通过溢流方式进入下游的混合池。

（3）预曝气池

吸收塔的下部设有预曝气池，其高为5m，直径12m。作用是把吸收塔中洗涤烟气生成的部分氧化成，以减轻后续曝气处理的负担。氧化风机为罗茨风机，一用一备。

（4）混合池

混合池的作用是接纳吸收塔中洗涤烟气后经初步氧化的酸性海水，并与泵吸入池溢流过来的新鲜海水混合。有效容积为862m3，水力停留时间为1.19min。

（5）曝气池

曝气池是海水水质恢复系统中的核心构筑物和关键工艺环节。通过鼓风机的鼓气和吹脱作用，曝气工艺全面氧化了海水中亚硫酸盐等还原性物质，驱除海水中的CO2，提高海水的pH值，并增加了水中的溶解氧，达到海水水质恢复的目的。

曝气池设3条曝气水管，曝气水道的尺寸为88.7m×5.3m×2.6m（L×W×H），海水在曝气池中停留约5.1min。曝气管采用母管-支管制形式，布置在曝气池的底部，材质均为GRP。

（6）海水旁路

海水旁路的作用是当海水泵吸入池、混合池或曝气池需要停止运行时，将所有循环水直接引入大海。

2.3.3.5　环境影响

（1）影响因素

海水脱硫技术成熟可靠，工艺流程简单，但由于海水作为吸收剂又将排回海洋，必然会对海洋环境产生一定影响。从工艺流程可知洗涤下来的烟尘及烟尘中的重金属，排入大海后引起海水悬浮物（SS）、重金属和汞增加；脱硫生成的亚硫酸根离子在曝气阶段不完全氧化，排入大海继续氧化消耗海水中的氧（COD）；脱硫排水未能恢复到原海水的pH值。对海水的影响主要体现在：①含量；②pH值；③COD；④悬浮物（SS）；⑤重金属含量；⑥温度（T）；⑦溶解氧（DO）。

（2）含量

在自然界海水中浓度极低，取水池中的浓度仅为0.015mg/L，但在吸收塔出口中平均浓度高达130mg/L。在曝气池出口处降至0.011mg/L，表明在曝气池中亚硫酸盐已转化为硫酸盐。由于H2SO3是弱酸，只要控制pH值大于5.0即可防止SO2逸出，进入曝气池前已在密闭的环境中氧化，此时海水的pH值也已达5.0～6.0以上，所以在曝气过程中不会产生SO2的逸出。

烟气中的二氧化硫被海水吸收后，最终以硫酸盐的形式进入海水。取水池中海水浓度为1620mg/L，曝气池出口浓度为1930mg/L。表明在海水中的铁、锰、铜等元素的催化作用下，被溶解氧氧化为。

（3）pH值

海水的pH正常变动范围在8.02～8.25之间，由于利用海水的碱性脱硫，所以排水的pH值会有较大的下降，造成排水口附近的水质超标。但由于自然界对pH的变化有很大的缓冲作用，计算表明离开排水口50m后，海水的pH值就恢复到正常值。因此pH对海域环境的影响范围是有限的。

海水正常的pH值在7.5左右，吸收塔出口的pH值约为3.1，酸性海水在进入曝气池前先与虹吸井中的剩余海水混合，混合后的pH值为5～6，再经过曝气处理pH值达到7.26。由于海水具有很强的酸碱缓冲能力，离开排放口较短的距离后，pH值迅速恢复到正常水平，不会对附近海域造成明显影响。

（4）COD增量

COD取决于曝气过程中亚硫酸根的氧化率，氧化率的大小和鼓入的空气量及接触时间有关。一般排水COD占海水的本底值的比重较大，曝气氧化不充分将会引局部海域水质类别变化。设计上氧化率可以达到90％以上。

海水脱硫后残余亚硫酸根表征的CODMn的浓度增量较大，由取水池的0.91mg/L增加到10.13mg/L，这主要是残留造成的，因为具有较强的还原性，表现为化学耗氧量。脱硫海水在曝气池经过混合、氧化，CODMn浓度降为2.93mg/L，较取水池增加了2.02mg/L，满足第二类海水标准的要求。

（5）悬浮物

悬浮物来源于烟气中的烟尘，首先悬浮物的增量与除尘效率关系密切，当除尘效率不小于99％时，悬浮物增量远小于10mg/L，可以符合一、二类海水水质的要求；其次吸收塔对烟尘的洗脱率与吸收塔的结构（填料式、液柱式或喷淋式）和液气比等有关。

由于烟气经过电除尘后，进入吸收塔的烟尘在10μm以下，洗脱率要比湿法除尘的效率低。按照设计值进入吸收塔的飞灰浓度190mg/m3（标态），假定全部被洗涤到海水中，那么曝气池出口排水中SS浓度增加值为4.8mg/L，满足人为增量小于10mg/L的第一类海水标准要求。

（6）重金属

重金属量取决于除尘器的除尘效率和燃煤中的含量。煤种不同烟尘中的各种重金属元素的含量变化较大，但它们在烟尘中均为微量元素，而且烟尘通过除尘器以后，99％以上的重金属（Hg除外）被除尘器捕集，所以排入大海的重金属量是微小的。

燃煤中的重金属燃烧后残留在烟尘中，大部分被静电除尘器除去，少部分通过吸收塔被洗涤到海水中。海水吸收二氧化硫后呈酸性，洗脱的烟尘中的重金属易于溶出，认为烟尘中的重金属全部溶出，因此根据烟尘浓度和烟尘中重金属质量百分比，即可计算出脱硫排水的重金属浓度。

洗涤烟气后脱硫海水的重金属浓度增加，经过混合稀释和曝气氧化后，曝气池出口的浓度有所下降，满足第三类海水标准的要求。但吸收塔出口海水中的Hg、Pb、Zn等重金属含量明显高于取水池，反映出脱硫海水水质已受到重金属的影响。

（7）汞浓度

在重金属中汞是易气化的物质，不同产地的煤其汞含量差别很大，我国煤中汞的含量在0.02～1.59mg/kg的范围内。嵩屿电厂燃用的晋北煤汞含量为0.072～0.078mg/kg。入炉煤中的汞在炉膛内高温燃烧，随炉底渣排出的汞量极微，几乎全部气化为单质汞。单质汞随烟气排出炉膛后，随着烟温的降低，其部分转化为气相二价汞，部分被飞灰吸附为颗粒汞。研究统计得出湿法脱硫能脱除烟气中的汞约35％。

在吸收塔脱汞率35％的情况下，当煤的汞含量为0.075mg/kg时，排水的汞浓度增量为0.0771μg/L，远大于海水本底浓度值，超一类但满足二类海水水质标准。当煤的汞含量大于0.486mg/kg时，排水水质将超出四类海水水质标准（0.5μg/L），因此燃煤中的汞含量应引起重视。

（8）温升

深圳西部电厂冷却水平均取水温度为27.5℃，凝汽器出口的海水温度比取水温度增加8.5℃，采用海水脱硫工艺后排水温度提高约0.8℃，脱硫系统的温升满足第一类海水标准的要求。

（9）运行情况

数据显示海水里微量金属浓度增加，但所有重金属含量仍远低于我国污水排放标准和二级海水品质的标准。除了石墨和铜以外，其他值都能达到一级海水品质标准。对比见表2-5。

对已运行装置海域水质检测结果来看，硫酸根的增加量一般为海水本底值的3％，残余亚硫酸根表征的CODMn增加量≤2.5mg/L（一般小于1.5％），DO≥4.5mg/L，SS<5mg/L。pH值决定于当地海水的碱度、脱硫系统取用海水量、燃煤（油）含硫量、系统脱硫效率、曝气强度以及曝气时间等因素，重金属增加量与燃煤（油）重金属含量和除尘效率密切相关。监测结果表明，曝气池出口排水中各项监测指标均满足《海水水质标准》GB 3097—1997中的第三类标准要求，其中温升、Cu、Cd、Zn、Ni、Cr、As等项目满足第一类海水标准的要求。对海洋环境和生态影响的研究结果表明，该技术对海水水质和区域海洋生态环境影响不明显。

2.3.3.6　相关系统

包括自动控制系统、防雷接地系统、采暖通风系统等。其他要求：烟气排放连续监测系统（CEMS）用于环保部门监测，其监测点应设置在烟囱上或烟囱入口。检测项目至少包括烟尘、SO2、NOx、温度、O2、流量。

2.3.4　技术进展

2.3.4.1　技术特点

自然界海水呈碱性，pH为7.8～8.3，每克海水碱度约为2.2～2.7mg当量，一般含盐分3.5％，其中碳酸盐占0.34％，硫酸盐占10.8％，氯化物占88.5％，其他盐分占0.36％。海水对酸性气体如SO2具有很大的中和吸收能力，SO2被海水吸收后，最终产物为可溶性硫酸盐，而这些硫酸盐已经是海水的主要成分之一。基于上述论点开发了不同的海水脱硫技术，海水脱硫工艺按是否添加其他化学物质作吸收剂分为两类：不添加任何化学物质用纯海水作为吸收液的工艺和在海水中添加吸收剂的脱硫工艺。

2.3.4.2　用纯海水的脱硫工艺

此工艺以挪威ABB公司开发的Flakt-Hydro工艺为代表。该工艺的基本原理是海水以直流的方式吸收烟气里的SO2，因海水具备天然的碱度，对于像SO2这样的酸性气体的吸收呈现出极大缓冲能力，可吸收相对大量的SO2。从吸收塔流出的酸性吸收液依靠重力流入水质恢复系统，在这里提供氧气和稀释海水，将SO2氧化成无害的硫酸盐，并使水质恢复系统排水水质（pH值等）恢复原有水平。

烟气与海水接触后，二氧化硫气体被海水吸收，生成亚硫酸根离子与氢离子，洗涤液pH值随之降低；同时在海水的洗涤过程中，海水中的碳酸氢根离子与氢离子发生反应，生成水和二氧化碳，从而阻止或缓和洗涤液pH值的继续下降，有利于海水对二氧化硫的吸收。洗涤后的海水为酸性，需经处理达标后排放大海，其中亚硫酸根离子需氧化为硫酸根离子。

2.3.4.3　添加吸收剂的脱硫工艺

在海水中添加一定量的石灰，以调节吸收液的碱度，以美国Bechtel公司为代表。该工艺利用海水中的镁吸收SO2活性高的特点，加入石灰浆使海水中的镁呈Mg（OH）2形式，Mg（OH）2快速有效地吸收烟气中的SO2，生成的MgSO3被氧化成MgSO4，并与钙反应后生成CaSO4，经循环冷却水稀释溶解后排海。

Bechtel工艺的化学反应机理如下：一般海水中大约含镁1300mg/L，以MgCl2和MgSO4为主要存在形式。约为冷却水总量2％的海水进入吸收塔，其余海水用于溶解脱硫生成的石膏晶体。在洗涤系统中加入石灰或石灰与石膏的混合物，提高脱硫所需的碱度。海水中可溶性镁与加入的碱反应再生为吸收剂Mg（OH）2，它可迅速吸收烟气中的SO2。其工艺流程如图2-6所示，它主要由预冷却器、吸收系统、再循环系统、电气及仪表控制系统组成。

在吸收塔中，再循环浆液中的Mg（OH）2和可溶性的MgSO4吸收烟气中的SO2。托盘保证了烟气和吸收浆液之间良好的接触，获得>95％的脱硫效率。同时发生一定的氧化反应，浆液中MgSO3和Mg（HSO3）2被烟气中的O2氧化成MgSO4。因吸收和氧化反应均生成易溶解的产物，故在吸收塔内无结垢的倾向。

再循环槽设在吸收塔底段，内装搅拌器。预冷却器流下的酸性浆液和来自托盘及喷入的碱性浆液在槽内中和。同时鼓入空气，将MgSO3和Mg（HSO3）2完全氧化成可溶的MgSO4。搅拌器将大气泡打碎成小气泡，加速氧化反应。再循环槽内保持pH值为5～6，使Mg（OH）2完全溶解。