电力工业毕业论文_低低温电除尘器.doc

毕业论文 在我国的电力工业结构中，燃煤机组占了75左右，发电量占80以上。近年来国家大力发展核电、生物能、风电等新能源，但我国的一次能源构成表明，煤电仍然会在70%左右，在新增的装机中火电比例达到882，而新增的火电中大型超临界机组的比重逐年增加。大型火电机组的节能减排，有利于提高机组热效率，降低发电煤耗，对减少二氧化碳和其他大气污染物的排放，保护环境有重要的意义。我国以煤炭为主的能源供应格局在未来相当长的时间内不会发生根本性改变，因此燃煤电厂污染物排放问题一直是人们关注的热点。近年来,随着燃煤价格的日益上涨,燃煤电厂的成本不断增加,各电厂面临着节能的巨大压力。锅炉的排烟温度过高,主要原因之一是煤质变差,导致灰分增大,使锅炉各受热面产生积灰,这样不仅降低了锅炉效率,造成燃煤电厂煤的消耗量增加;而且给电除尘器也带来了较大的影响,如电除尘器处理烟气量增大、气体粘滞性变大、粉尘比电阻增大以及击穿电压下降等影响,造成了电除尘器除尘效率降低。随着环保部与质检总局联合发布的新版火电厂大气污染物排放标准(GB13223一2011)于2012年l月1日开始执行,烟气排放浓度要求越来越高。新建火电厂烟气含尘浓度执行30mg/Nm3标准,重点地区提高到20mg/Nm3。达到了与欧美发达国家同样严格的标准要求。为达到环保标准,燃煤电厂锅炉降低排烟温度、节约能源、降低粉尘排放浓度成为当前急需解决的难题,寻求节能减排的新技术、新方法是形势所趋。低低温高效电除尘器技术有效的解决了这一难题。在化工生产过程中,介质常常需要进行加热或冷却,即热量的传递。换热器管程和壳程分别通过两不同温度的流体时,温度较高的流体通过换热管壁将热量传递给温度较低的流体,使得温度较高的流体被冷却,温度较低的流体被加热,进而实现两流体换热的工艺目的。经过几个世纪的发展,目前已开发出多种结构形式的换热器,例如管壳式、板翅式、螺旋板式、空冷器、热管等形式。 1电除尘技术 静电除尘器是通过电场电晕放电在阳极板和阴极线之间形成一个强静电电场,使烟气中的气体分子电离,产生电子和离子,电子和离子在电场力的作用下分别向两极移动,在移动过程中吸附烟气中的粉尘颗粒并使粉尘荷电。 国际上美国、德国等欧美国家的电厂大多采用静电除尘器,除尘器出口烟尘排放浓度多在50mg/m3以下,有些电厂达到30mg/m3,甚至更低。德国大型燃煤机组采用的除尘技术主要是高效静电除尘器,即通过对电除尘器的控制部分和对烟气通道的改进来提高除尘效率,保证粉尘排放浓度在20 mg/m3以下。美国较常用的除尘技术是电除尘器调质除尘工艺,以及布袋除尘器除尘工艺。亚洲国家的火电厂也大多采用静电除尘技术。为保证排放浓度,日本新建大容量燃煤机组大多采用低低温电除尘器技术和移动电极电除尘器技术,通过将进入除尘器的烟气温度降低到合适的数值,来降低粉尘的比电阻,提高收尘效率,移动电极电除尘器技术可以减少二次扬尘,除尘效率可达99.85%以上。 据统计,欧盟静电除尘器数量约占除尘设备的85%,美国静电除尘器数量约占除尘设备的80%,日本燃煤电厂则几乎全都采用静电除尘器。 我国火电厂最早是在20世纪50年代开始采用静电除尘器,电除尘技术于20世纪90年代得到推广，在我国应用广泛。目前我国火电厂锅炉配套的除尘设备大部分为静电除尘器,但比集尘面积(SCA)普遍偏小,大部分只在80110 m2/m3/s之间。随着优质电煤的不断开采，电煤的质量也逐步下降。由于电除尘的除尘效率与粉尘比电阻值关系很大，比电阻在l104. cm以下的粉尘沉积时，会被中和甚至带上正电，易再状进入气流，使电除尘效率降低。比电阻在1x104. cm4x104. cm之间的粉尘沉积时中和适当，当振打极板时，粉尘层成片下落，保证了电除尘的高除尘效率。而比电阻在1011.cm以上的粉尘沉积后很难中和粉尘层逐渐形成负电场电场升高会在覆盖层孔隙发生电击穿并伴随向电极发射正离子，即发生反电晕现象此时电除坐效率将降低(如图1所示)。于是为了满足火电厂的粉尘排放应小于30mg/Nm3的要求，根据煤种不同，电除尘器需采用5电场、6电场、甚至7电场设计。 随着新的火电厂大气污染物排放标准(GB13223-2011)的实施,很多按原有标准设计的电厂,粉尘的排放浓度已无法满足环保要求,因此需对现有除尘器进行改造或更换。所以单纯的依靠电除尘技术，显然不是一种很好的选择。 2布袋除尘技术布袋除尘是利用纤维材料组成的一层滤层,通常称为“滤袋”进行过滤,达到将烟尘捕集的作用。由于国内电站锅炉烟气排放标准的进一步加强,按原电除尘器标准设计项目的粉尘排放大多不能达到小于30mg/Nm3的环保要求,而袋式除尘器出口粉尘浓度可以低于30mg/Nm3,甚至可达lOmg/Nm3。因此袋式除尘效率较高,在一般应用中都可以达到99%以上的除尘效率。但是由于袋除尘对于烟温、烟的成分等适应性差,容易造成过滤纤维发生腐蚀、结露等严重影响纤维组织的寿命,而且由于烟气阻力损失较大,会使引风机阻力增加,最终导致电厂用电率升高。正是由于其运行费用高、维护成本大,布袋除尘器在我国还没有大面积应用和推广。 澳大利亚90%电厂以上都釆用了布袋除尘器,是世界上采用布袋除尘器最多的国家。这主要是因为澳大利亚的燃煤含硫量低,收到基硫Sar般为0.4%0.5%,而灰成分中的Si02和AL2O3总含量高达85%左右,导致煤灰比电阻很高,如果选用静电除尘器,则除尘效果很差。因此澳大利亚电厂广泛采用布袋除尘器,粉尘排放浓度能达到30mg/Nm3以下,甚至达到lOmg/Nm3。此外,加拿大及部分欧洲国家也较多采用布袋除尘器。布袋除尘器在我国最早是应用在钢铁与水泥行业,至今已有数十年的历史。20世纪80年代,我国在小范围的电厂中采用过布袋除尘器,但受当时工艺水平的限制,滤料质量不过关,技术不成熟,使用效果并不好,因此没有进行更大范围的推广应用。电除尘器因其具有除尘效率高、设备阻力低、处理烟气量大、运行费用低、维护工作量少且无二次污染等优点，长期以来在电力行业除尘领域占据着绝对的优势地位。国内电除尘领域的众多专家在对国内煤种的适应性进行了研究后，认为在满足新排放标准并保证经济性的前提下，电除尘器仍有广泛的适应性。但电除尘器的除尘效率与粉尘比电阻有很大的关系，低低温电除尘技术可大幅度降低粉尘的比电阻，避免反电晕现象，从而提高除尘效率，不但能实现低排放，当采用低温省煤器时，还可节省能耗，同时去除烟气中大部分的SO 3 。该技术在日本已得到工程实践的考验。随着我国节能减排政策执行力度的进一步加大，国内对该技术的关注度也日益增加。低低温电除尘技术概述 低低温电除尘技术发展历史低低温电除尘技术是从电除尘器及湿法烟气脱硫工艺演变而来。在日本已有近20年的应用历史。三菱重工于1997年开始在大型燃煤火电机组中推广应用基于MGGH管式气气换热装置使烟气温度在90左右运行的低低温电除尘技术，已有超6500MW的业绩，在三菱重工的烟气处理系统中，低低温电除尘器出口烟尘浓度均小于30mg/Nm 3 ，SO3浓度大部分低于3.57mg/Nm 3 ，湿法脱硫出口烟尘浓度可达5mg/Nm 3 ，湿式电除尘器出口烟尘浓度可达1mg/Nm 3以下。目前日本多家电除尘器制造厂家均拥有低低温电除尘技术的工程应用案例，据不完全统计，日本配套机组容量累计已超15,000MW，典型的有三菱重工（MHI）、石川岛播磨（IHI）、日立（Hitachi）等。低低温电除尘技术简介 低低温电除尘技术是通过低温省煤器或热媒体气气换热装置（MGGH）降低电除尘器入口烟气温度至酸露点温度以下，一般在90左右，使烟气中的大部分SO 3 在低温省煤器或MGGH中冷凝形成硫酸雾， 黏附在粉尘上并被碱性物质中和， 大幅降低粉尘的比电阻， 避免反电晕现象，从而提高除尘效率， 同时去除大部分的SO 3 ， 当采用低温省煤器时还可节省能耗。低低温电除尘系统布置如下图所示，与传统工艺路线布置不同的是，电除尘器的上游布置了GGH热回收器。低低温电除尘系统布置图燃煤电厂烟气治理岛低低温电除尘系统典型布置方式主要有两种（如图2、图3所示）。单级布置低低温高效电除尘器单级布置结构,即将GGH布置在锅炉空预器后，具有节能的效果，是目前国内采用的主要工艺路线。电除尘器前的烟道内,工艺流程如图1所示。按此工艺流程,烟气经过GGH,温度从120-140降到90左右,低于烟气的酸露点,烟气中的大部分SO3将与水蒸气结合,生成硫酸雾,被飞灰颗粒吸附,接着被电除尘器(ESP)捕捉,被飞灰吸附的SO3将随飞灰排出,从而解决了下游设备的腐蚀难题。此外,由于烟气温度降低,使除尘器人口烟气体积减少,提高了除尘效率。2.1.1工艺原理其原理是引用汽机冷凝水与锅炉热烟气在GGH中进行热交换,将进入电除尘器的运行温度由120-140下降到低低温状态90左右(低于烟气酸露点),并使得冷凝水温度升高回收利用,实现提高除尘效率和余热利用的双重目的。2.1.2烟气余热回收热力系统布置烟气余热回收热力系统如图2所示。GGH与低压回热系统主回水成并联布置,其进口水取自汽轮机的低压回热系统,设计特定的进水方式与电调阀配合,GGH进水量可在运行中进行切换调节。进人GGH的冷凝水吸收锅炉排烟热量后,在除氧器入口与主凝结水汇合。GGH的给水跨过若干级加热器,利用级间压降克服GGH本体及连接管道的流阻,不必增设水泵,提高了运行经济性、可靠性,同时实现了排烟余热的梯级利用。由于在GGH中进行热交换的缘故,电除尘器运行温度变成了90左右,低于正常运行的12OC以上烟气温度。粉尘的比电阻降低,从而对几乎所有煤种来说,低低温高效电除尘器的除尘性能均会得到提高。2.1.3技术特点与常规电除尘器相比,低低温电除尘器具有以下显著特点：)l节约煤耗。根据降温幅度不同,可节约发电煤耗1.53g/kwh。2)可以除去绝大部分503,提高除尘器效率。在该系统的除尘装置中,烟温已降到露点以下,而烟气含尘质量浓度很高,因而粉尘总表面积增大,为硫酸雾的凝结附着提供了良好的条件。由于进人电除尘器的烟气温度降低,烟气体积变小,烟速降低,烟尘比电阻减小,因而提高了除尘效率。3)无泄漏,能有效利用回收的热量。采用管式GGH,无泄漏,同时回收的热量可用于3个系统:烟气再热系统;烟气余热回收加热系统;采暖供热系统。4)烟气余热回收装置(GGH)布置不受场地限制。烟气余热回收装置(GGH)可布置在电除尘烟箱内,也可布置在电除尘器的前置水平或竖直烟道内。5)电除尘器性能大幅得到改善及提升。由于烟气温度的降低,烟气量减少,故可以减小电除尘器体积,采用三电场除尘器能够达到四电场除尘器的效率。2.2两级布置低低温高效电除尘器 两级布置结构,是将第一级热媒水热交换装置(MGGH)置于空预器后，电除尘器前的烟道内，将烟气温度降低，同时将烟气中回收的热量传送至湿法脱硫系统后的再加热器，第二级热媒水热交换装置(MGGH)置于脱硫塔之后的烟道内，提高烟囱烟气温度，该工艺路线在日本应用非常广泛。工艺流程如图3所示。 按此工艺流程,烟气经过第一级MGGH,温度从120-140降到90左右(低于烟气的酸露点)，烟气中的大部分SO3将与水蒸气结合,生成硫酸雾,被飞灰颗粒吸附,接着被电除尘器(ESP)捕捉,被飞灰吸附的SO3将随飞灰排出,保证更高的除尘效率,从而解决了下游设备的腐蚀难题。经过第二级MGGH后,烟气温度从50升高到80左右(控制在酸露点以上),达到烟囱最佳排烟温度,满足环保排放扩散要求。2.2.1工艺原理此系统是运用热媒水循环系统进行热交换,即在锅炉空预器后设置MGGH(热媒水热量回收系统),使进入除尘器人口的烟气温降低,提高烟气处理技术性能。脱硫装置出口设置MGGH(热媒水烟气再热系统)。通过热媒水密闭循环流动,将从降温换热器获得的热量去加热脱硫后净烟气,使其温度从50左右升高到80。2.2.2技术特点2.2.2技术特点1)降低电耗,运行费用降低。低低温高效电除尘器人口烟气温度由120-140左右降低到90左右后,实际烟气流量大大减少,不仅对低低温高效电除尘器有利,而且也有利于吸风机和增压风机。第一级MGGH增加的阻力由吸风机克服,对吸风机来说,虽然压头增加,但处理烟气流量减少,两者相消,电耗基本持平。对脱硫风机而言,由于处理烟气流量的减少,电耗将会下降。从总体上来说,电耗降低了。2)可以除去绝大部分SO3,提高除尘器效率。3)无泄漏,能有效利用回收的热量。4)第一级MGGH布置不受场地限制。5)电除尘器性能大幅得到改善及提升。 常规电除尘与低低温电除尘方案对比表 综述换热器是实现物料之间热量的传递,进行换热必须的一种设备,广泛使用于化工、石化、冶金、食品、化纤等行业,尤其是在石油化工、化工、冶金、造纸等领域,使用最为普遍。换热器的分类方法多样,根据其工作原理可以分为:直接接触式换热器、间壁式换热器以及蓄能式换热器三大类,其中以间壁式的换热器使用最为广泛。据统计,90%以上的换热器都是间壁式换热器。间壁式换热器又可以分为板壳式换热器和管壳式换热器两大类,但以管壳式换热器应用最为广泛,由于其具有高度的可靠性和广泛的适应性,在长期的操作中积累了丰富的经验,有了一系列的标准和大量的资料,实现了用计算机进行设计计算的设计方式。管壳式换热器又分为管板式、浮头式、U 形管式以及釜式重沸器等形式。尽管近年来管壳式换热器受到了新型高效换热器的挑战,但是管壳式换热器由于其结构简单、操作弹性大等,具有其它换热器无法比拟的优点,目前仍是化工、石化等各个行业使用最广的换热器类型,尤其是在高压、高温等大型换热设备中仍然占有主导地位。因此,本文及本文编写的换热器计算软件主要以管壳式换热器为研究对象。合理设计换热器对于实现工艺操作、节约能源、减少一次投资、降低操作费用都将起到不可低估的作用;对换热器进行科学的计算,对换热器的结构进行合理的设计,是使换热器性能充分发挥的重要保证。不同的结构形式有着各自不同的特点,发挥的作用也不尽相同。在进行管壳式换热器设计时,需考虑的影响因素很多,如供热条件、介质结垢、压力、检修以及是否需要机械清洗等,根据以上因素确定需要的换热器的结构形式。同时,对换热器使用的材料的价格和制造成本以及运行成本的考虑也是一项重要的影响因素。在设计管壳式换热器时,在不影响工艺设计要求的基础上,使换热器能够在使用范围内实现制造成本以及运行成本最经济的的运行,实现经济效益和社会效益的最大化,是工艺设计的最终目标。例如浮头式换热器使用范围较广,U 型管式换热器能承受较大压力,固定管板式换热器,其结构简单,设计成本及造价均较低,由于其每根换热管都能单独拆装,便于清洗和更换,与其它型式的换热器相比,尺寸相同的条件下,其换热面积更大。然而,由于管板式换热器的壳程在发生膨胀时抗应力能力比较差,则决定了管板式换热器只能适用于对壳程压力及温度要求不高以及换热介质温差不大的情况。各种换热器都有其独特的适用范围,选择合适的换热器是工艺设计人员的任务之一。在化工生产过程中,介质常常需要进行加热或冷却,即热量的传递。换热器管程和壳程分别通过两不同温度的流体时,温度较高的流体通过换热管壁将热量传递给温度较低的流体,使得温度较高的流体被冷却,温度较低的流体被加热,进而实现两流体换热的工艺目的。经过几个世纪的发展,目前已开发出多种结构形式的换热器,例如管壳式、板翅式、螺旋板式、空冷器、热管等形式。当一种流体与另一种流体进行热交换而不允许混合时,就要求在间壁式换器中进行,冷热流体被固体传热面隔开。间壁式换热器很多,例如套管换热器、蛇管换热器、管壳式换热器和板式换热器等等。在各种换热器中,由于管壳式换热器能承受较大的压力,单位体积内能提供较大的传热面积,传热效果好并且适应性较强,因此是生产上应用最广泛的换热设备之一。 在压力不太高的情况下,采用浮头式换热器最为合适。特别是当流体流速较大时,若采用其它类型的换热器就有一定的困难。在高压情况下,工业上一般选用 U 型管式换热器。由于管壳式换热器应用相当广泛,为方便用户选择合适的换热器产品,换热器已经系列化和标准化。1993 年 1 月实施的中华人民共和国行业标准 JB/T4714472192,统一了管壳式换热器的标准。 管壳式换热器虽然是一种普通化的产品,但在千差万别的传热工况中,由于其结构的局限性、冷热物流操作条件和物理性质的多变性、以及针对具体工况进行优化设计的手段缺乏,常常使得管壳式换热器处于较低的传热效率下操作运行。随着化工、石油化工和能源工业的迅速发展、各企业节能降耗的日益深入,近期发展了很多新的工艺技术。例如利用换热网络夹点技术,增加工艺物流余热的回收、减少加热与冷却的公用工程负荷的消耗等,已经取得了良好的效果。但是,随之而来的是热量利用系统变得更加庞大和复杂。由于深度回收热量,致使换热网络传热温差的大幅度下降,因此造成需要的传热面积急剧增加。提高换热器的传热效率,研究强化传热的技术已经势在必行,当前涉及面最广、研究最深的,当属对流强化传热技术。 热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不是用来研究引起传热的机理和传热的快慢,它仅研究物质的平衡状态,确定系统由一个平衡状态变到另一个平衡状态所需的总能量;而传热学研究能量的传递速率,因此可以认为传热学是热力学的扩展。根据不同的工艺生产流程和生产规模,设计出投资省,能耗低,传热效率高,维修方便的换热器,是工艺设计人员的核心命题。对于石油化工行业的设计人员来讲,首要的任务就是针对具体的操作工况选择最合适的换热器,选好换热器的型式后,就需要进行换热器的设计计算,从而决定其结构尺寸。换热器的设计过程主要有传热计算和压力降计算两个方面。所需的数据可分为换热器的结构数据、物性数据和工艺数据等三大类。在设计新的换热器时结构参数的选择最为重要,因为它是计算的基准。例如管壳式换热器的设计中就有壳体型式、管程数、管子类型、管长、管子排列形式、折流板类型、冷热流体流动通道方式等方面的选择;工艺数据包括冷热流体的流量,进出换热器冷热物流的温度、压力、管程和壳程的允许压力降及污垢热阻等;物性数据包括冷热流体在操作温度下的密度、比热容、黏度、导热系数、表面张力等。在涉及相变时,还需要流体的相平衡数据。具体的计算方法根据换热器结构和功能的不同而不同。由于换热器的设计方法运算比较繁复,随着计算机技术的发展,如今很多计算只能依靠软件进行计算,比较著名的换热器计算软件有美国传热研究公司HTRI和美国 Aspen Tech 公司的 HTFS,另外 PRO/II 软件中的严格换热器计算模块也是比较好的换热器计算软件。管壳式换热器分类与特点管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备,与其它各类换热器相比主要优点是:单位体积具有较大的传热面积以及传热效果较好。此外,结构简单,可以用来制造的材料范围较广,操作弹性也较大等,因此在高温高压和大型装置上多采用管壳式换热器。管壳式换热器中,由于两流体的温度不同,管束和壳体的温度也不相同,因此它们的传热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大(50以上)时,就可能因为热应力而引起设备变形,甚至弯曲或破裂,因此必须考虑这种热膨胀对换热器的影响,需要进行热补偿。根据热补偿方法的不同,管壳式换热器可以分为以下几种类型:固定管板式换热器固定管板式换热器的两端管板,采用焊接方法将管板与壳体连接固定,如图1-1 所示。这种换热器结构简单;在相同的壳体直径内,排管数量最多,结构较为紧凑;在有折流板的壳侧流动中,E 型壳体的旁路流最小,管程可以分割成任一的偶数程数。由于两个管板中间有换热管相互连接着,起到相互支撑的作用,与其它类型的管壳式换热器相比,管板最薄,不仅造价较低而且每根管子内侧都可以进行机械清洗。但壳侧清洗则较为困难,不能采用机械清洗的方式进行清洗,所以该换热器常被用于结垢速率慢和容易清洁的流体。当管束和壳体之间流体的温差太大而产生不同程度的热膨胀时,常会使管子与管板的连接处裂开,从而引发介质泄露,造成管壳侧流体的混合。为防止此类情况,常采取应力补偿的方式,在外壳上焊一膨胀节,但膨胀节仅能减小但是不能完全消除由于两侧的温差而产生的热应力,且在多管程换热器中,这种方法没有考虑到管子的相对移动。由此可见,这种换热器比较适用于管壳侧温差不太大或温差较大但壳程压力不高以及壳程结垢不严重以及能采用化学清洗的场合。由于这类换热器也具有管壳式换热器的一部分优点,因此应用较为广泛。浮头式换热器如图 1-2 所示,浮头式换热器是在固定管板式换热器基础上进行了,克服了其结构上的缺陷。其两端的管板只有一端与壳体固定,而另一端的管板则可以自由移动,可以移动的端则称为浮头8。这类换热器的壳体和管束对由于温差引起的热膨胀可以自由移动,故当两种介质的温差较大时,管束与壳体之间由温差引起的应力可以由于浮头端的移动而消除。浮头端设计成可拆结构,使管束可以容易地插入或抽出(也有些换热器设计成不可拆卸的结构),可拆卸的浮头端为检修、清洗提供了方便。但这样造成了换热器的结构复杂,而且浮头端小端盖在操作时无法了解内部泄露的情况,所以在安装时要特别注意其密封。浮头式换热器可以适用于管壳两侧的温差较大,或者腐蚀性流体和易于结垢的场合下。但这类换热器结构复杂、笨重,造价约比固定管板式高 20%左右,金属材料消耗量大,造价较高。管束和壳体间的间隙也较大,故有害 E 流路情况较为严重,在设计时要尽量避免这一情况的发生。为了防止两侧流体的混合,壳程的压力也要受到滑动接触面的密封部分能承受的压力的限制。 U 形管式换热器U 形管式换热器仅在换热器一侧有一块管板,如图 1-3 所示。该种换热器将管子弯曲成 U 型,管子两端固定在同一块管板上。由于壳体和管子是分开的,管束可以自由的伸缩,不会因管壁、壳壁之间的温度差而产生热应力,热补偿性能较好。该换热器为双管程,流程较长,同等情况下流速较高,其管内湍流程度高,传热性能好,能承受较高的压力。因 U 型管式换热器仅有一块管板,没有浮头部分,其结构比较简单,金属耗量少,因此造价也比其他的换热器便宜,其管束可以从壳体内抽出,所以管外便于清洗,但其管内则较难以清洗,所以管内的流体必须是清洁的不易结垢的物料。由于传热管的结构形式关系,管子的更换除了外侧管子外,内部管子大部分不可更换,管束中心部分存在间隙,所以流体易走短路,影响传热效果,故常在此处设有假管或中间折流挡板(见图 1-3)以减少这一流动死区。而且管板上排列的管子较少,结构较为松散。U 型管的弯管部分由于弯曲程度不同,其曲率不同,则管子的长度不一,因而物料分布不如固定管板式换热器均匀。管子因渗漏而堵死后,将造成传热面积的损失。U 形管式换热器，一般使用于高温高压的情况下。尤其是用在压力较高的情况下,在弯管段壁厚要加厚,以弥补弯管后管壁的减薄。如壳程需要经常清洗的管束,要采用正方形排列,一般情况下都按三角形排列,管程为偶数。壳程内可按工艺要求设置纵向隔板组成双壳程换热器,以增加壳侧介质流速,提高换热设备的传热效果。纵向隔板安装在平行于传热管方向(纵向隔板按工艺要求决定)。煤种的适用性如图所示，在高温电除尘器(300400 )和低温电除尘器（130150 )中低碱低硫物质的比电阻超过反电晕临界比电阻而在90 左右时其比电阻可以降低到反电晕临界比电阻以下低低温电除尘器的荷电性能稳定集尘性能可大幅上升几乎所有的煤种包括低碱煤种也可避免反电晕现象低低温ESP使原集尘性能非常差、在烟气排放方面不适合燃烧的煤种也可以维持合适的荷电状态实现集尘性能的显著提升使锅炉对煤种的适应范围扩大烟气温度与除尘效率的变化曲线如图3所示与低温电除尘器对于不同煤种除尘效率波动大相比低低温电除尘器对于不同煤种除尘效率稳定且除尘效率高2 灰硫比2.1灰硫比定义灰硫比( D/S) ，即粉尘质量浓度( mg/m3) 与 SO3质量浓度( mg/m3) 之比。关于灰硫比的定义，国外存在不同的观点，三菱重工、住友重工、美国南方公司等相关专家认为灰硫比是粉尘浓度和硫酸雾( H2SO4) 浓度之比，日立相关专家认为灰硫比是粉尘浓度和 SO3浓度之比，两种定义方法基本原理相同，仅在计算量值上略有差异(SO3分子量为 80，H2SO4分子量为 98) 。本文取灰硫比定义为粉尘浓度与SO3浓度之比。2.2.灰硫比估算公式推导在燃煤锅炉中，燃煤中的硫在燃烧过程中除少部分的非燃性硫( 约占5%-10%) 残留在灰分中，绝大部分都被氧化生成SO3，在完全燃烧情况下，生成的SO2同时，小部分SO2会被进一步氧化成SO3。根据马广大主编的大气污染控制工程记载的实测数据，一般燃煤在燃烧条件下锅炉中SO3转化率为0.5%-2.5%。脱硝系统中SO2转换为SO3的转换率为0.3%-1%。综上所述，SO2转换为SO3的转换率为0.8%-3.5%。根据国内外锅炉和脱硝系统情况分析，华能国际所属燃煤电厂SO2转换为SO3的转换率可取0.8%-3.0%。由于日本本土燃煤电厂的锅炉SO2转换为SO3的转换率为0%-1.0%，脱硝系统中转换率为0.8%-1.0%，因此，日本本土燃煤电厂转换为的转换率可取0.8%-2.0%根据灰硫比的定义和吸附在粉尘表面的规律，推导出燃煤电厂烟气灰硫比的估算公式(1) 和流量的估算公式（2）式中: Cd/s为灰硫比值;Cd为烟气冷却器入口粉尘浓度，mg/m3。计算时可用粉尘流量，t/h；Cso3为烟气冷却器入口浓度，mg/m3。计算时可用粉尘流量，t/h。1为燃煤中收到基硫转换为SO2的转换率(可按100%考虑，此时灰硫比最小) ; 2为SO2为转换为SO3的转换率(0.8%-3.5%，一般取最大值3.5%，华能国际所属燃煤电厂SO2转换为SO3的转换率取 3.0%，日本本土燃煤电厂SO2转换为SO3的转换率可取0.8%-2.0%) ; M为锅炉燃煤量，t/h，Sar为煤中收到基含硫量，%。烟气中的SO3浓度或流量数据宜由锅炉制造厂或脱硝制造厂提供，当缺乏制造厂提供的数据时，SO3浓度或流量按式(2) 进行估算。2.3灰硫比计算实例灰硫比的计算是低低温电除尘器在设计中必须考虑的重要参数，也是与常规电除尘器选型设计中不同的一点!低低温电除尘器的选型设计需充分考虑烟气灰硫比、酸露点、二次扬尘特性及应对措施，因此，灰硫比在实际工程中的计算非常重要。以国内即将投运的具有代表性的华能浙江长兴低低温电除尘项目为例，示例具体计算过程如下。已知条件: 锅炉燃煤量255.93t/h( 设计煤种) ;电除尘器入口设计烟气量2乘358.03m3/s; 电除尘器入口设计含尘浓度9.17g/m3; 电除尘器入口烟气温度90;收到基硫含量0.57%; 露点温度102.98。计算过程：1)锅炉燃煤量255.93t/h=71091.7g/s；2）燃煤中的基硫一般90%以上转换成SO2，此处100%考虑，灰硫比为最小; 3 )SO2转换为SO3转换率:0.8%-3.5%，取最大值3.5%；4)SO3中S硫的量: 3.5%乘以71091.7g/s乘以0.57%=14.18g/s；5）SO3硫量14.18g/s除以32乘以80=35.46g/s；6) 电除尘器设计含尘浓度( 工标况换算) :9.17g/m3乘以273除以（90+273）=6.9g/m3; 7)6.9g/m3乘以358m3/s乘以2=4940.4g/s;8)灰硫比:4940.4g/s ：35.46g/s=139。同理，SO2转换为SO3的转换率取3.0%时，灰硫比值为1622.4灰硫比与腐蚀的关系灰硫比是评价烟气腐蚀性的重要参数!日本学者的研究结果显示，合适的灰硫比可保证 凝聚在粉尘表面，不会发生设备腐蚀。三菱重工的试验研究表明当灰硫比大于10时，腐蚀率几乎为零，如图 3所示，三菱重工实际应用的低低温电除尘器灰硫比一般远大于100，三菱重工已经交付的火电厂低低温电除尘器都没有低温腐蚀问题。美国南方电力公司也通过灰硫比来评价腐蚀程度，如图3所示，试验结果显示，当含硫量为2.5%时，灰硫比在50-100可避免腐蚀。根据国内燃煤电厂的实际情况，即使对于高硫煤，当灰硫比大于50时，也不存在低温腐蚀风险。2.5灰硫比与提效幅度的关系当灰硫比过高时，烟气在低低温电除尘器中的提效幅度有限，而采用加 P7的烟气技术，低低温电除尘器的除尘效率将大幅提高!由于低低温电除尘器在低硫煤种时，比如煤种收到基硫小于0.4%，烟气因SO3的结露而改