1000MW發(fā)電機組煙氣余熱換熱器設計方案探討

吳 江

(江蘇新海發(fā)電有限公司，江蘇 連云港 222023)

目前火電廠煙氣脫硫已成為環(huán)保強制要求，其中以濕式石灰石－石膏煙氣脫硫工藝最為常用，濕式石灰石-石膏脫硫煙氣進入脫硫塔的溫度約80℃，鍋爐空氣預熱器出口的煙氣經(jīng)過噴淋減溫或煙氣換熱器（GGH）后進入脫硫塔。其中回轉式GGH由于存在漏煙、堵塞，影響脫硫效率等缺陷已較少采用。工程脫硫島不設置GGH，電除塵器出口煙氣溫度約125℃，如果采用噴水對煙氣減溫至80℃進入脫硫塔，機組熱耗率驗收（THA）工況噴水量約74 t/h，不僅耗水量較大，煙氣量增加約3%，而且還損失煙氣減溫的熱量。文中參考日本1000 MW機組煙氣余熱二級換熱器，以及外高橋三期工程低溫省煤器的設計思路，探討工程煙氣進脫硫塔之前與部分凝結水進行換熱，從而降低脫硫煙氣溫度，并利用余熱提高機組效率的可行性與經(jīng)濟性。

1 煙氣余熱換熱器的應用現(xiàn)狀

國外煙氣余熱換熱器的應用較早。如德國黑泵（Schwaree Pumpe）電廠加熱給水的煙氣冷卻器布置在電除塵器和脫硫裝置之間，其設置類似于爐外布置的省煤器，煙氣通過煙氣冷卻器從170℃降到130℃后進入脫硫裝置[1]。德國科隆Nideraussem電廠1000 MW機組采用分隔煙道系統(tǒng)充分降低排煙溫度，將低溫省煤器加裝在空氣預熱器的旁路煙道中，在煙氣熱量足夠的前提下引入部分煙氣到旁路煙道加熱鍋爐給水。日本常陸那柯電廠采用水媒方式的管式GGH，煙氣放熱段的GGH布置在電除塵器上游，煙氣被循環(huán)水冷卻后進入低低溫除塵器（煙氣溫度在90～100℃左右），煙氣加熱段的GGH布置在煙囪入口，由循環(huán)水加熱煙氣。

國內(nèi)第1臺設置煙氣余熱換熱器的電廠為西北院設計的龍口電廠（2×100 MW）。目前外高橋三期、營口熱電廠也設置了煙氣余熱換熱器，系統(tǒng)已經(jīng)投入使用，均為上海成套設計研究所設計，運行良好。由于國內(nèi)煙氣余熱換熱器投運機組不多，所以煙氣余熱換熱器的系統(tǒng)方案設計、制造、運行和維護需要結合具體工程進行進一步研究。

2 煙氣余熱換熱器的設計

2.1 材料選擇

回收煙氣熱量，首先應考慮煙氣余熱換熱器的低溫腐蝕問題。其腐蝕有2種情況，一是由于煙氣結露造成的低溫腐蝕，另一是高溫環(huán)境下的氧化腐蝕。對于換熱器來說，第一種腐蝕是最主要的，其中對于煙氣酸露點的確定是判斷換熱器低溫腐蝕的重要依據(jù)。煙氣露點溫度與SO3濃度密切相關，SO3的生成直接影響煙氣露點的溫度。對于煙氣露點的計算，前人總結了很多方法，較常用的有下列3個公式，分別是前蘇聯(lián)73標準、98標準推薦公式以及我國馮俊凱院士的計算公式[2]。

式中：tDp.o為煙氣中純水露點溫度；Sar為收到基折算硫份；αfh為表征與飛灰含量對酸露點影響程度的系數(shù)，對于煤粉爐αfh取0.8～0.9；Aar為收到基折算灰份；Β為與爐膛出口過?？諝庀禂?shù)有關參數(shù)，文中β取121。根據(jù)工程燃用設計煤種空氣預熱器出口煙氣的水蒸氣和煤質(zhì)資料，這3種公式計算結果分別為92.4℃，88.4℃，82.1℃。為保證機組及煙氣余熱換熱器長期運行的安全可靠性，建議換熱器煙氣側出口溫度不低于3種計算公式中露點溫度最高的，因此工程煙氣余熱換熱器煙氣側出口溫度暫定為95℃。

采用有限腐蝕的煙氣余熱換熱器系統(tǒng)，換熱器壁面溫度最低點基本等同于換熱器凝結水進口溫度，因此該溫度需要高于煙氣中水蒸氣飽和溫度才能保證酸露腐蝕的影響盡量小。經(jīng)研究金屬壁溫高于水蒸氣露點溫度20℃以上時，鋼材腐蝕速度為0.1～0.25 mm/a。根據(jù)工程煤種特點，水蒸氣露點為42.6℃，因此建議煙氣換熱器水側溫度不低于70℃為宜。

參考已投入使用的煙氣余熱換熱器運行狀況，選用奧氏體不銹鋼TP316L、TP304L或考登鋼作為換熱器材料，可保證煙氣換熱器長期安全使用。換熱器采取何種材料還需根據(jù)工程煤質(zhì)與制造廠商溝通后確定，煙氣余熱換熱器暫按耐腐蝕的低合金碳鋼考慮。

2.2 煙氣余熱換熱器的選型

該換熱器的介質(zhì)是煙氣和凝結水，工作特性類似于鍋爐內(nèi)的省煤器?？晒┻x擇的換熱器型式有管式換熱器和板式換熱器2種。

管式換熱器的優(yōu)點是結構簡單，易于檢修，容易清理堵灰，制造技術成熟，可靠性高。管式換熱器有光管和高頻焊翅片管2種。翅片管的優(yōu)勢是換熱效率較高，可減少換熱器材料用量。光管的優(yōu)勢是制造工藝簡單，抗磨損、堵灰性能較好。有關研究表明，在相同的換熱條件下，翅片管的管壁溫度較高，抗腐蝕能力強。引風機后的煙氣含塵量已很低，選用翅片管基本沒有磨損和堵灰的問題。管式換熱器的缺點是占地面積大，檢修維護不方便。

板式煙氣－水換熱器是近年來新開發(fā)的換熱器。其優(yōu)點是在相同的換熱面積下，換熱效率較高，節(jié)省占地面積，節(jié)省材料用量，可在線清洗或檢修人員從檢修口進入用高壓水槍清洗。板片可抽出檢修或更換。板式換熱器的使用壽命優(yōu)于管式換熱器，檢修周期長。

2種換熱器均可滿足設計需要。營口熱電廠、外高橋三期工程均采用管式換熱器，板式換熱器目前國內(nèi)還無生產(chǎn)及投運經(jīng)驗，整套設備需進口，價格較高。因此，工程暫按管式換熱器進行設計選型。

2.3 煙氣系統(tǒng)布置和設置

2.3.1 煙氣系統(tǒng)布置

工程如裝設煙氣余熱換熱器，有2種布置方案。方案一是將余熱換熱器布置在空氣預熱器出口之后，除塵器入口之前；方案二是將余熱換熱器布置在2臺引風機出口煙道匯合之后，脫硫塔入口之前。

方案一。煙氣在空氣預熱器出口之后就被減溫至80℃，其體積流量也相應減少約11.3%，可以減少除塵面積，減少除塵器的占地面積和用材。電除塵器的除塵效率隨溫度的降低而增高，但是煙氣溫度的降低增加了電除塵器防腐蝕的難度，同時增加了除塵器內(nèi)堵灰的可能性?？紤]到國內(nèi)電除塵器低溫防腐技術尚無投運的實例，而除塵器又是煙氣處理中不可缺少的環(huán)節(jié)，一旦除塵器因堵灰或腐蝕嚴重需要檢修可能影響整個機組的運行。而且余熱換熱器內(nèi)的煙氣含有大量飛灰，換熱器低溫側將會面臨較嚴重的的磨損和堵灰問題。因此不采用這種布置方案。

方案二。將煙氣換熱器放置在引風機出口之后，脫硫塔入口之前，此處煙氣中的絕大部分飛灰已被除塵器除去，對換熱器來說基本不存在磨損和堵灰的問題，因此換熱器內(nèi)可以使用翅片管式或板式以提高傳熱系數(shù)，而且可以免去蒸汽吹掃裝置。置于引風機之后可避免由于換熱器一旦腐蝕泄漏后，凝結水漏入引風機的問題，引風機葉片也不需要考慮低溫防腐。該布置方案的運行可靠性和維護成本都優(yōu)于第一種方案，而且占用空間少，可取代常規(guī)脫硫島的GGH的位置。

2.3.2 煙氣系統(tǒng)設置

根據(jù)工程煙氣系統(tǒng)的設計特點，結合煙氣余熱換熱器有1×100%與3×35%容量2種方案可供選擇。

方案一。煙氣余熱換熱器采用1×100%容量換熱器，煙氣從3臺引風機出口接出后匯成一路，進入煙氣余熱換熱器與凝結水換熱后，煙氣進入吸收塔脫硫后排入煙囪。

方案二。煙氣余熱換熱器采用3×35%容量換熱器，煙氣從3臺引風機出口接出后分別進入各自獨立的煙氣余熱換熱器與凝結水換熱后，煙氣再匯成一路進入吸收塔脫硫后排入煙囪。

根據(jù)工程的煙風系統(tǒng)特點、主廠房布置情況，推薦采用方案二，主要理由有以下幾點：（1）3×35%容量煙氣余熱換熱器容量小，易于設計制造、安裝檢修，占地面積小。（2）與3×35%風機系統(tǒng)相匹配，系統(tǒng)可靠性高，當1臺煙氣換熱器停運時，只需切斷相應煙氣支路，即可進行檢修維護，不會對機組負荷產(chǎn)生較大的波動。（3）從工程主廠房爐后布置情況看，1×100%方案換熱器布置位置緊張，且換熱器前后煙道直管段較短，煙氣易產(chǎn)生旋流，降低換熱效果，增加換熱器磨損；而3×35%方案換熱器前煙道有較長直管段，煙氣流動均勻性也較好。

2.4 凝結水系統(tǒng)設置及換熱器的熱平衡計算

工程選用陜西彬長大佛寺煙煤作為設計煤種，晉北煙煤作為校核煤種。以下均按照工程1臺機組燃用設計煤種的THA工況計算。裝設煙氣余熱換熱器之前的各級低壓加熱器部分熱平衡如圖1所示。

根據(jù)工程燃料熱平衡計算書和汽機熱平衡，換熱器將電除塵器出口煙氣溫度127℃降至95℃進入脫硫塔。從圖1可以看出，煙氣余熱換熱器水側進水從6號、7號、8號低加進口接出，水側出水接入6號、7號低加出口均是可行的。如上所述，金屬壁溫在70℃以上可有效減緩低溫腐蝕現(xiàn)象，工程換熱器進口水溫暫按不低于70℃考慮。因此，換熱器進水從7號低加出口凝結水接出。

圖1 裝設煙氣余熱換熱器前熱平衡

在換熱器設計中，為了盡量減小換熱器面積，獲得更大的傳熱溫差，保證換熱的正常進行，換熱器只能采取逆流模式[3]。為了盡量利用煙氣余熱的熱量，凝結水從高一級加熱器抽出，節(jié)省的抽汽品質(zhì)越高，做功能力也越強。從7號低加出口分流部分凝結水至換熱器，凝結水在換熱器內(nèi)從83.9℃加熱至110℃后，通過加壓泵加壓返回6號低壓加熱器入口，其凝結水流量由熱平衡計算確定。凝結水在換熱器內(nèi)吸收的熱量抵消了在6號低壓加熱器內(nèi)的吸熱，6級抽汽量相應減少，減少的抽氣量使低壓缸做功增加，從而提高了熱量利用效率，凝結水系統(tǒng)流程如圖2。受影響的6級抽汽流量也由熱平衡計算重新確定。裝設了煙氣換熱器之后的熱平衡見圖3。

圖2 凝結水系統(tǒng)流程

增設煙氣余熱換熱器后，低壓缸各級抽汽通過自我平衡達到新的平衡點，參數(shù)會有細微調(diào)整。由于抽汽量改變不大，各級抽汽焓的抽汽焓變化也不大。因此，為方便經(jīng)濟性計算，低壓缸各級抽汽溫度、壓強按不變考慮，凝結水流經(jīng)各級加熱器的進出口溫度也沒有變化。根據(jù)余熱換熱器煙氣側的放熱量計算出換熱器的水側流量，再根據(jù)熱量平衡計算出各段低壓抽氣量流量。計算結果如表1所示。

考慮風機功率增加、排汽能耗增加和加壓泵能耗增加的影響后，供電標煤耗可節(jié)省1.67 g/kW·h，具體計算結果如表2所示。

2.5 換熱管面的積灰

圖3 裝設煙氣余熱換熱器后熱平衡

表1 煙氣余熱換熱器工況計算結果

煙氣余熱換熱器的換熱面管可以采用光管、螺旋肋片管和高頻焊翅片管。與普通光管相比，螺旋肋片管和高頻焊翅片管傳熱性能好，在滿足同樣換熱性能時，其換熱面積比同種規(guī)格的光管要小。因此，采用螺旋肋片管或高頻焊翅片管可有效降低煙氣余熱換熱器的外形尺寸和管排數(shù)，減少煙氣流動阻力。但是螺旋肋片管或高頻焊翅片管易于積灰，在設計時可適當提高煙速，對于除塵器前布置煙氣余熱換熱器，煙氣流速推薦10m/s左右；對于除塵器后布置煙氣余熱換熱器，煙氣流速推薦15 m/s左右。螺旋肋片管或翅片管可選擇合適的間距以減少換熱器管壁積灰。

表2 煙氣余熱換熱器節(jié)煤計算結果

此外，在煙氣余熱換熱器管排間需增設聲波吹灰器或者蒸汽吹灰器，且采用可拆卸的型式，設置水清洗系統(tǒng)，利用機組停用檢修階段進行水清洗。

3 煙氣余熱換熱器經(jīng)濟性分析

設置煙氣余熱換熱器后，脫硫島可減少噴水量50 t/h，全年節(jié)約用水25萬t?？紤]脫硫島工業(yè)水制備、噴淋設備投用等綜合成本，水價按1元/t計，每臺機組每年可節(jié)省水費25萬元。

設置煙氣余熱換熱器所增加的靜態(tài)投資費用包括：（1）每臺機組換熱器本體造價在1300萬元左右（含吹灰裝置）；（2）煙氣余熱換熱器增加的進出口煙道長度以及支撐換熱器和煙道所增加的土建基礎費用總共約100萬；（3）引風機按0.05萬/kW的造價估算，需要增加45萬元引風機造價；（4）增加300 m左右的凝結水管道和相關閥門，同時需要對其進行放水保溫處理，增加費用約75萬元；（5）增設凝結水加壓水泵及其基礎費用約20萬元；（6）考慮煙氣余熱換熱器后煙溫降低，換熱器后煙道采取防腐措施，根據(jù)布置情況爐后增加防腐面積約1700 m2，脫硫部分增加防腐面積約2000 m2，按防腐采用耐高溫玻璃鱗片500元/m2計算，需增加防腐費用185萬元；（7）煙氣換熱器冷段腐蝕，約每8年需要更換冷段受熱面，每次更換需要費用約400萬元；（8）每年的安裝運行維護費用按設備投資的1.5%計算，每年需要約20萬元。

綜上所述，設置煙氣余熱換熱器需要增加靜態(tài)投資1725萬元。每8年需要400萬元更換冷段受熱面，加上每年安裝運行維護費用，折合至每年約需70萬元運行維護費用。

煙氣余熱換熱器經(jīng)濟性分析見表3所示。

表3 煙氣余熱換熱器經(jīng)濟性分析

4 結束語

綜上所述，設置煙氣余熱換熱器的方案有效降低了煙氣進入脫硫塔的溫度，并且回收了煙氣的余熱。設計方案充分考慮了尾部煙氣腐蝕、磨損、堵灰的問題，可以安全穩(wěn)定運行。煙氣換熱器投入運行每臺機組每年每年可節(jié)省燃料費用446.35萬元，節(jié)省脫硫島用水25萬t，按初始投資1725萬元計算，4.66年可收回動態(tài)投資。

[1]VON MANDE L H,EURICH K,TIELSCH P.德國黑泵電廠兩臺800 MW供熱機組的設計及試運行驗收情況簡介[J].上海電力，2001（9）：56-59.

[2]馮俊凱，沈幼庭.鍋爐原理及計算[M].北京：科學出版社，1992.

[3]楊世命，陶文銓.傳熱學[M].北京：高等教育出版社，2005.