화력발전 배연가스 탈황설비에 대한 공정모사

황필성, 전인철*, 정성택

인하대학교 화학공학과, 한라중공업(주)*

Process Simulation for Coal/Oil-Fired Power Plant

Flue Gas Desulfurisation System

Phil Sung Hwang, In Chul Jun*, Sung Taik Chung

Dept. of Chem. Eng. Inha University, Halla Eng. & Heavy Ind. Ltd.*

서론

화력발전소에서 연료인 석탄, 중유(벙커 C유)등을 연소시켜 에너지를 얻을 때 발생되는 연소가스 중 황산화물은 대기에 배출되어 심각한 환경오염을 일으키게 된다. 본 연구에서는 이러한 황성분을 제거하기 위한 탈황설비로서 비교적 운전 신뢰도가 높은 습식 석회석 흡수탑을 적용하여 주설비의 흡수효율 및 부대설비의 설계인자들에 따른 경제성 검토를 위한 단계로서 탈황설비 공정을 모사하였다. 동일한 연료를 사용하더라도 연소시킨 배연가스 중에 SO2 함량이 다르므로 이에 따라 제거 효율이 달라지게 되고 배출되는 SO2의 농도도 변하게 된다. 따라서 점차로 강화되어지는 환경규제치 이하로 일정한 SO2 농도 배출을 위해서는  동일한 설비와 일정한 제거효율로 최대한 제거할 수 있는 SO2 농도로 표시될 수 있는 탈황설비의 탄력성이 중요한 인자가 된다. 본 연구에서는 이러한 탈황설비의 탄력성을 여러 SO2 농도에 의해 구하기 전에 먼저 일정한 SO2 농도의 배연가스를 대상으로 제거효율을 달리함으로써 구했다.

공정의 특성

황(Sulfur)은 지각의 0.048%를 차지하고 있으며, 연소시 산화되어 연소설비내의 고온영역(325℃ 이상)에서 K, Na등과 황산염을 형성하여 고온부식을 야기시키며, 저온영역(150℃ 이하)에서는 금속표면에 황산으로 응축되어 저온부식의 원인이 된다. 석탄중의 황은 대부분이 유기황(Organic Sulfur)과 pyritic sulfur이며, sulfate의 양은 무시될 만큼 작다. 이런 황성분이 연소되어 황산화물(SOx)이 되어 대기중에 배출되면 산성비의 원인이 된다.[2] 이런 황성분을 제거하기 위한 습식 석회석 탈황설비는 전세계적으로 화력 발전소에 70%이상이 실용되고 있다.  배연가스는 흡수탑 하부에서 위로 흐르도록 하고, 흡수제로 사용되고 있는 소석회 또는 석회석 slurry는 향류방향으로 흡수탑 상단에서 아래로 노즐분사 시켜 기·액 접촉시킨후,  반응한 slurry를 다시 강제 산화시킨다.[3,4] 이 공정의 장점은 석회석 취득이 용이(가격, 량)하고, 모든 종류의 석탄에 적용이 가능하며 부산물 처리가 용이(매립시 침출수가 없고, 상업용 석고 생산 가능)하다. 습식 알카리 SO2 제거 공정에서는 대략 90%의 SO2를 제거할 수 있으며 최근에는 95%이상까지도 제거 가능한 것으로 기술개발 되고 있다. 본 공정의 대략적인 개념도를 그림 1에 나타내었다.

보일러에서 연소되어 나오는 가스의 성분은 대략 H2O, CO2, N2, O2, SO2, NO, HCl, HF, flying ash로 이 중 SO2, HCl, HF가 흡수탑에서 다음과 같은 반응으로 제거된다. 이 반응이 있기 전에 발전소 배연가스에서 나오는 flying ash중 대부분이 전처리 과정에서 제거된다. 이런 전처리 과정에서 제거되지 않는 잔류 ash는 흡수탑에서 물에 흡수되어 알카리 성질을 갖게되어 SO2를 제거하는데  기여를 한다.[1,2]

[eqn: CaCO_3 (s) ` `+` `SO_2 (g)` `+` `1 over 2 O_2 (g)` `+` `2H_2 O (l) ` `` `` `→` `` `` ` CaSO_4 ·2H_2 O (s)` `+` `CO_2 (g)][eqn: CaCO_3 (s)` `+` `2HCl` `(g)` `` `` `→` `` `` `CaCl_2 (s)` `+` `CO_2 (g)` `+` `H_2 O` `(g)]

[eqn: CaCO_3 (s)` `+` `2HF` `(g)` `` `` `→` `` `` `CaF_2 (s)` `+` `CO_2 (g)` `+` `H_2 O` `(g)]

위 반응에서와는 달리 흡수탑에서 SO2가 흡수될 때 처음에는 CaSO3·1/2H2O의 형태로 이루어지는데 공기를 이용해 강제산화를 시켜 CaSO4·2H2O의 형태로 만드는 이유는 석고 부산물을 보다 용이하게 탈수시킬 수 있기 때문이다.

배연가스중 SO2가 scrubber탑에서 흡수되고 탈무기(Mist Eliminator)를 거쳐 연도(Stack)로 배출된다. 이때 배연가스(SO3)에 의한 부식과 백연(White Smoke) 방지를 위해 포화증기 증발로 냉각된 배연가스의 온도를 높이기 위해 열교환기(Gas to Gas Heater, GGH)를 이용하여 배연가스를 가열한다. GGH는 leakage 형태와 non-leakage 형태로 분류되고 있는데,  운전비와 설치비의 월등한 경제성 이유로 leakage 형태의 열교환기로 본 공정에서 적용되었다. 또한, 열교환기를 통한 배연가스의 유출·입시 누출이 고려된 실제 제거효율(□actual)로 수정한 배연가스 성분 수지식이 고려되었다.

SO2 제거시 일어나는 반응을 살펴보면 기체상태의 SO2가 용액 상태의 석회석  흡수액에 흡수되어 칼슘염(slurry)으로 침전되는 과정으로 3상(기,액,고)이 함께 존재하는 매우 복잡한 화학반응 공정으로서 SO2 흡수율에 미치는 영향에 대해서는 Corbett의 식으로 설명할 수 있다.

[eqn: dy over {y` `-` `y^*}` ` = ` `Kg·A· P over G dV]

[eqn: eta_absorber` `(흡수탑so_2 제거율) ` ` &=` ` {(y_input - y_output )} over y_input ` `# &=` `1` `-` `exp[ -Kg·A·P·( V over G )]]

실제 공정 계산에서는 두 가지 방법이 쓰이는데 하나는 흡수탑에 들어가는 SO2의 양과 나오는 양에 의한 제거효율을 구하고, 다른 하나는 흡수탑의 크기와 순환되는 슬러리 양, 새로 추가되는 석회석의 양으로 제거효율을 계산한다. 그래서 두 방법으로 구한 값을 서로 비교해서 그 차이가 일정한 값 이하로 될 때까지 반복 계산한다.

공정 상에서 모든 기체의 흐름은 이상기체라 가정하고 이에 따라 부피, 압력, 온도가 결정되며, 대부분의 흐름은 반복계산에 의해 결정되는데 이때 초기 계산에서는 여러 가지 가정이 사용된다. 그 중 한가지는 흡수탑에서 나오는 흐름은 단열 포화증기로 나온다는 가정이다. 이 포화증기압을 계산할 때 슬러리액 중에 용해된 염소([eqn: Cl^-])이온의 농도도 고려해 준다. 각 흐름의 습도는 절대습도로 구하며 이때 엔탈피수지로 구하는 방법과 건조가스 및 수분의 물질흐름 속도비로 구하는 방법에 의한 수식이 함께 병행하여 쓰여지고 있다.

결과 및 고찰

다음은 공정 설계시 설계자에 의해 입력되는 몇 가지 값들을 정리한 것이다.

Fluegas Volume Flowrate : 1641896 m3/h

Fluegas Temperature	: 117.35 ℃

Pressure of Fluegas to GGH  : 1042 mbar,  Fluegas to Absorber : 1033 mbar

Cleangas to GGH : 1022 mbar,  Cleangas to stack   : 1013 mbar

Gas Velocity in Absorber	: 3.3 m/s

Absorber Removal Efficiency for HCl	: 85%,  HF : 80%,  Ash : 80%

CaCO3 Excess	: 1.92 wt.%

Oxidation Air Volume Flowrate	: 10000 m3/h

Required Oxidation Percent	: 100%

Estimated Natural Oxidation Percent	: 25%

Direct Leakage of Fluegas to Cleangas	: 0.013(direct leakage/fluegas, vol.%)

Cleangas to Fluegas	: 0

Scavenging Leakage of Fluegas to Cleangas : 3600 m3/h (st. wet)

Cleangas to Fluegas : 3600 m3/h (st. wet)

다음 표에 90% SO2 실제 제거효율과 95% SO2 실제 제거효율에서 각각의 처리된 배연가스의 질량유속비를 나타냈다.

표1. 실제 제거효율에 따른 배출되는 Cleangas의 mass%
	Fluegas (mass%)	Cleangas (mass%)
		□actual = 90%	□actual = 95%
Total	100	100	100
H2O	5.37	7.12	7.16
N2	69.80	68.65	68.63
O2	4.45	4.41	4.41
CO2	20.00	19.74	19.75
SO2	0.321067	0.031375	0.015684
HCl	0.004131	0.000657	0.000656
HF	0.001692	0.000350	0.000350
NO	0.0436	0.0427	0.0426
Ash	0.0076	0.0019	0.0019

위의 자료 이외의 결과를 정리하면 다음과 같다.

Cleangas to Stack Temperature	: 84.6 ℃

Cleangas to GGH Temperature	: 49.55 ℃

Absorber Diameter	: 14.5 m

Makeup Water	: 56921 kg/h (90%), 57656 kg/h (95%)

Additive Slurry Mass Flowrate	: 10656 kg/h (90%), 11238 kg/h (95%)

Gypsum Mass Flowrate	: 19176 kg/h (90%), 20244 kg/h (95%)

SO2 Removal Efficiency in Absorber : 91.37 % (90%), 96.46 % (95%)

연료에 함유된 황성분이 SO2로 생성되어 황산화물의 환경오염 규제치 이하로 제거하기 위한 것이 FGD시스템이므로, 설비의 설계는 연료의 황성분을 기준으로 이루어지게 되며 황성분의 함량은 연료마다 다양하므로 설비 설계자체가 탄력적이어야 한다. 석탄의 황 함량이 변화하면 SO2 농도를 변화시키게 되며 이에 따라 SO2 제거율도 변화된다. 즉, SO2 농도가 낮아지면 SO2 제거율은 높아진다.  그러나 SO2 농도가 높아지면 SO2 제거율이 감소함으로 보다 많은 액상의 석회석 slurry가 요구되고 이는 순환 slurry 펌프의 용량의 증가로 이어져 설비의 에너지 소모량이 증가한다. 따라서 위의 결과를 토대로 탈황설비의 탄력성을 일정한 SO2 농도를 가지는 배연가스에 대한 SO2 제거율로부터 얻을 수 있다. 이것은 다시 동일한 설비를 가진 배연가스 속의 SO2 농도부하에 대한 탄력성으로 고려될 수 있다.

참고문헌

1. T. Devitt, R. Gerstle, L. Gibbs, S. Hartman and R. Klier, Flue Gas Desulfurisation System Capabilities for Coal-fired Steam Generators. U.S. EPA, March (1978)

2. M. Smith, M. Melia, T. Koger, R. McKibben and J. Uihlein, EPA Utility FGD Survey, U.S. EPA, January (1979)

3. Welty A.B., Flue Gas Desulfurisation Technology, Hyd Proc, No. 50, Vol. 10, 104 (1971)

4. Taffe P., Flue Gas Desulfurisation Processes, Processing, Oct, 21 (1988)