銅冶煉煙氣制酸系統工藝選擇與適應性評估

李雪瓊，周 尚

（楚雄滇中有色金屬有限責任公司，云南楚雄 675000）

某銅冶煉企業于2006年籌備建設100 kt/a粗銅裝置，配套硫酸300 kt/a的技改擴建工程項目，2010年5月建成投產。熔煉系統艾薩爐等主體設備按照100 kt/a粗銅設計，當時由于資金等原因，配套的轉爐吹煉和煙氣處理系統等大部分只建設完成了第一期，設計礦產粗銅能力50 kt/a，硫酸產能180 kt/a，2015年實際粗銅產量達到63 kt。由于轉爐、硫酸、制氧系統能力不夠，一直未達到工業和信息部發布的《銅冶煉行業規范條件》中對銅冶煉企業100 kt/a粗銅的準入要求。

為了符合國家的產能和節能減排政策，進一步提升企業的經濟效益，2016年該企業擬將現有系統的產能完善至100 kt/a粗銅，并配套新建硫酸系統。

1 配套新建硫酸系統產能確定

1.1 進入新建硫酸系統的煙氣條件

與2006年籌備建設100 kt/a粗銅，配套硫酸300 kt/a的技改擴建工程項目相比，時間已過10年，原料組成發生了很大變化。根據2016年原料現狀結合冶煉提供的艾薩爐、電爐、轉爐一周期、轉爐二周期產生的煙氣混合后進入新建硫酸系統的最大和正常煙氣量及成分分別見表1和表2。

1.2 硫酸生產規模及產品方案

根據冶煉提供的投料含硫量計算，生產w(H2SO4)100%硫酸430 kt/a，根據各冶煉爐煙氣的氣量、SO2濃度特點以及現有硫酸系統產能情況，選擇合適的煙氣制酸規模。新建1套能力為450 kt/a的硫酸系統，最大處理煙氣量160 123 m3/h，正常處理煙氣量 139 332 m3/h，φ(SO2)為 10.24%，產品硫酸質量符合GB/T 534—2014《工業硫酸》一級品標準。脫硫后尾氣中的ρ(SO2)≤ 200 mg/m3，符合GB 25467—2010《銅、鎳、鈷工業污染物排放標準》的相關要求。

表1 進入新建硫酸系統的最大煙氣量及成分

表2 進入新建硫酸系統的正常煙氣量及成分

2 制酸系統工藝流程選擇

凈化工序采用高效洗滌、密閉酸洗、絕熱蒸發流程，利用稀酸板式換熱器移走系統熱量。具體流程為：一級高效洗滌器—氣體冷卻塔—二級高效洗滌器—一級導電玻璃鋼電除霧器—二級導電玻璃鋼電除霧器。

干吸工序采用低位、高效、泵后冷卻流程。循環酸系統按塔—循環槽—循環泵—陽極保護酸冷卻器—塔進行循環。

轉化工序采用了 “3+1”兩次轉化，Ⅲ、Ⅰ-Ⅳ、Ⅱ換熱流程。外換熱器為急擴加速流縮放管，開工爐為電加熱爐。

制酸尾氣脫硫選擇氨法脫硫工藝。兩段吸收，尾段出口加電除霧器。

3 制酸系統主要設備計算和選型

3.1 工藝計算依據

工藝計算時以表2中進入新建硫酸系統的正常煙氣量及成分為基準進行平衡計算，設備選擇時考慮15%的富裕系數，即滿足表1進入新建硫酸系統的最大煙氣量及成分表的煙氣條件，同時用表1的煙氣條件進行校核。

3.2 主要設備計算和選型

主要塔器計算選型結果見表3，主要循環泵計算選型結果見表4，凈化及干吸換熱器類設備計算選型結果見表5，轉化換熱器類設備計算選型結果見表6。

表3 主要塔器計算選型結果

表4 主要循環泵計算選型結果

表5 凈化及干吸換熱器類設備計算選型結果

表6 轉化換熱器類設備計算選型結果

3.3 系統阻力計算

系統阻力分配見表7。

表7 系統阻力分配

4 制酸系統產能及主要設備適應性評估

4.1 煙氣量、SO2濃度及產能的適應性評估

根據熔煉艾薩爐入爐含硫及下料量的變化、2臺轉爐吹煉周期的變化，實際生產中煙氣量、SO2濃度波動及對應產量情況見表8。

從表8看出，實際生產中煙氣量130 000～140 000 m3/h、φ(SO2)在9.0%～10.7%，均已達到表2列出的進入新建硫酸系統的正常處理氣量139 332 m3/h，φ(SO2)10.24%的設計要求；正常產量已達到設計規模450 kt/a硫酸的要求，以最高日產量推算可實現520 kt/a的硫酸產量目標，富余系數15%。

表8 實際生產中煙氣量、SO2濃度波動對應產量情況

4.2 凈化及干吸換熱設備適應性評估

凈化及干吸換熱設備設計計算及實際運行對比情況見表9。

表9 凈化及干吸換熱設備設計計算及實際運行對比情況

從表9看出，干吸換熱設備設計計算值與實際運行值相差不大，設備配置能滿足實際煙氣條件下的生產需求，但凈化換熱設備在運行中因有酸泥附著板片等實際因素，換熱系數較設計計算值有所下降，不能完全滿足生產負荷變化的換熱需求，因此在實際生產中增加了1臺相同換熱面積的換熱器投入運行，增加后已能滿足正常生產狀態及最大生產負荷下的換熱需求。

4.3 轉化換熱設備適應性評估

轉化換熱設備設計計算及實際運行對比情況見表10。

從表10可以看出：Ⅱ換熱器管程出口溫度比預設溫度偏低15～25 ℃，導致轉化器三段床層進出口溫度比設計預設溫度偏低15～25 ℃，使Ⅲ換熱器管程進口溫度比設計預設溫度偏低15～25 ℃，而SO2風機出口溫度比設計預設溫度偏高25～35 ℃，這一高一低的溫度變化經Ⅲ換熱器換熱后基本可以相互彌補，在基本保持設計時預設溫度平衡情況下，殼程出口溫度高出約30～50 ℃，確保了后序Ⅰ換熱器的換熱平衡。

表10 轉化換熱設備設計計算及實際運行對比情況表

從以上設計計算值與實際煙氣量、SO2濃度及運行溫度變化情況對比看，一次轉化換熱基本平衡且符合相應生產狀態，二次轉化Ⅱ換熱器換熱面積稍偏大，導致轉化器三段床層入口溫度稍偏低，因轉化器四段床層設計時考慮了足夠的冷激量，故對轉化器四段床層入口溫度影響較小。總體來說，轉化工序各臺換熱設備換熱面積的配置基本適應相應的生產氣量及SO2濃度變化需求。

4.4 系統阻力評估

系統阻力設計計算及實際運行對比情況見表11。

表11 系統阻力設計計算及實際運行對比情況

從表11可以看出：凈化、干吸、脫硫工序實際運行阻力基本在設計計算阻力范圍內，轉化工序運行阻力超出設計阻力約6.4 kPa，負壓及正壓總運行阻力約53.3 kPa，已接近SO2風機設備全壓55 kPa（入口壓力-13 kPa、出口壓力42 kPa），說明整個制酸系統阻力已達到最大負荷狀態。

5 系統存在問題與改進措施

5.1 制酸系統投產后轉化率下降異常情況分析及處理

5.1.1 存在問題

2017年6月15 日新建制酸系統投產后轉化率均在99.4%～99.6%，至7月1日20∶00左右表現出制酸尾氣SO2濃度難控制，7月2日測定轉化率開始呈下降趨勢，至7月4日轉化率從原有99.6%左右下至98.3%左右。

5.1.2 原因分析

投產初期是逐步增加負荷試生產的過程，氣量及SO2濃度偏低還未升至設計值，進入轉化工序的SO299%以上都在轉化器一、二段床層轉化，三段床層入口溫度偏低，反應熱不明顯。于是采用開二次轉化入口電爐及冷激閥的方式提高三段床層入口溫度以提高三段床層轉化率，在三段床層入口溫度提高至420 ℃并且出現15～20 ℃反應溫差情況下，轉化率仍無回升；之后又連續3天分別對Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ換熱器進出口SO3中SO2濃度進行檢測，各換熱器進出口SO2濃度無明顯變化，根據數據分析換熱器泄漏癥狀不明顯。

隨后對轉化率下降前后轉化器各段床層溫度變化情況進行對比，發現二段床層催化劑表層D點溫度、四段床層催化劑表層A點溫度呈上升趨勢，根據溫度變化，對照轉化器二、四段床層進氣布置情況，溫度上升位置均為靠近出氣口一側。根據該現象初步判斷為轉化器二、四段床層催化劑表面因氣流波動原因將進口位置催化劑吹向對面遠端位置，催化劑表面形成溝狀或波浪狀，氣體偏流導致總轉化率下降。轉化器催化劑層溫度測點分布及氣流方向見圖1。

圖1 轉化器催化劑床層溫度測點分布及氣流方向示意

7月6日停產進行SO3吹除及降溫操作后逐層打開轉化器人孔進行檢查，發現二、三、四段床層催化劑被吹出溝狀或波浪狀，厚薄偏差較大，與初步判斷結果吻合。

5.1.3 改進措施

扒平各層催化劑并在二、三、四段床層催化劑上方鋪設304不銹鋼篩網（規格10 mm×10 mm方孔、絲徑1.6 mm）。篩網塊與塊之間搭接寬度約50 mm，每隔1 m位置用不銹鋼絲鉸緊連接固定。篩網鋪設方向從進氣口向對面方向鋪設。篩網上方再鋪設耐火磚壓實，約每間隔1 m放1塊磚，為增加進氣口壓實重力，進氣口位置用瓷球進行壓實。于7月8日處理結束升溫后轉入正常生產，之后轉化率恢復到投產時狀態，并穩定在99.5%～99.7%運行至今，該處理措施有效。

5.2 板式換熱器換熱效率偏低的分析及處理

5.2.1 存在問題

填料塔底部及板式換熱器酸側板片易沉積酸泥，影響換熱效率。

5.2.2 原因分析

填料塔至一級洗滌塔為高位溢流串酸，塔底沉淀的酸泥難以串至一級洗滌塔并引入沉降槽通過板框壓濾移出系統外，易使填料塔塔底及稀酸板式換熱器酸側有酸泥沉積而影響換熱效率；另外該串酸方式，在需對塔底檢查或清除酸泥時，不利于提前降低液位操作，需將塔內稀酸通過底部排污管排至凈化污酸收集池后，再打至污酸處理站，污酸排至收集池過程中溶解于稀酸中的SO2等氣體外溢后造成環境污染。

5.2.3 改進措施

在高位溢流串酸的同時增加泵后串酸功能。從填料塔排污管位置引出三通并安裝串酸泵及相應切換閥門，在確保填料塔液位平衡的情況下，啟動串酸泵持續將填料塔底部稀酸串至沉降槽，通過沉降槽沉降后再進入板框壓濾機將酸泥過濾移出系統外。該項改造目前已取得較好運行效果。

填料塔串酸方式改造前后流程示意見圖2。

圖2 填料塔串酸方式改造前后流程示意

5.3 SO2風機出口酸霧含量偏高的分析及處理

5.3.1 存在問題

干吸循環槽抽氣管接至干燥塔入口，造成SO2風機出口酸霧偏高，酸霧（ρ）最高達到20～25 mg/m3。

5.3.2 原因分析

循環槽內因加水、串酸等產生的酸霧粒徑較小，引入干燥塔不易被清除，易造成SO2風機出口酸霧偏高。

5.3.3 改進措施

將干吸循環槽抽氣管引至一段電除霧器入口，循環槽產生的酸霧通過電除霧器收集捕捉，從而達到降低風機出口酸霧含量的目的。改造后，風機出口酸霧（ρ）由 20～25 mg/m3降到 2.5～8 mg/m3，取得了良好的效果。

干吸循環槽抽氣罐改造前后流程示意見圖3。

6 結語

該公司新建制酸系統生產產能、設備能性、各項指標控制等總體已達到設計能力，工藝選擇及設備選型也基本符合實際生產條件。在生產過程中，需要技術人員不斷總結經驗，持續優化運行，才能發揮裝置的最大效能。