鋅浸渣側吹連續熔化爐冶煉煙氣制酸生產實踐

皮忠斌，王卡卡，張振國

（云南馳宏鋅鍺股份有限公司 會澤冶煉分公司，云南會澤 654211）

某企業現有年產60 kt 粗鉛、年產100 kt 電鋅兩套冶煉系統。鉛冶煉采用艾薩爐煉鉛工藝，鋅冶煉采用沸騰爐焙燒工藝。艾薩爐和沸騰爐產生的SO2煙氣分別進入70 kt/a 產能的鉛冶煉煙氣制酸系統和180 kt/a 產能的鋅冶煉煙氣制酸系統，兩套制酸系統尾氣共用1 套堿法脫硫裝置脫硫后，最終經1個煙囪排口達標排放。由于市場的持續利好，為滿足“長周期、大極板”鋅電解市場對鋅金屬原料的需求，該企業新增了“鋅浸出渣處理環保技改工程項目”。該項目采用熔化爐處理鋅浸出渣，產出SO2煙氣。由于產出煙氣中SO2濃度較低，所以需配入部分現有109 m2焙燒爐產出的濃度較高的SO2煙氣，并配套建設1 套熔化爐冶煉煙氣制酸系統，設計規模為100 kt/a。

由于原料組分和爐況不穩定，鉛鋅冶煉煙氣存在組分復雜，SO2和塵濃度波動大，產出不連續、不穩定等現象[1]。鋅浸出渣處理環保技改工程項目的煙氣制酸采用傳統的“3+1”兩轉兩吸制酸工藝，配置先進的裝備水平，最終吸收塔尾氣再經“氧化鋅+酸解法”脫硫工藝進一步脫硫。脫硫后的尾氣與現有鉛鋅制酸系統脫硫后的尾氣匯合一起，經高效電除霧器脫除酸霧及顆粒物，共經1 個新建的煙囪排口排空，現有鉛鋅制酸系統的煙囪廢棄。煙氣制酸系統主體工程于2019 年6 月完成，同年7 月12 日開始通入沸騰爐煙氣進行熱負荷預試車。2019 年7 月23 日，隨著還原爐熱渣投入到熔化爐內，該公司鋅渣處理工程側吹熔化爐順利投產，標志著世界首條側吹處理鋅渣生產線全面拉通[2]。與此同時，熔化爐煙氣制酸系統開始接受熔化爐冶煉煙氣，進行試生產。經過試生產期間的摸索，該公司開展了一系列的優化完善措施。目前，系統裝置運行穩定，煙囪尾氣排口污染因子達到 《鉛、 鋅工業污染物排放標準》（GB 25466—2010）特別排放限值的要求，實現了顆粒物質量濃度＜10 mg/m3，SO2質量濃度＜100 mg/m3，硫酸霧質量濃度＜20 mg/m3。

1 熔化爐冶煉煙氣制酸工藝

1.1 熔化爐煙氣制酸工藝

熔化爐煙氣制酸工藝流程見圖1。

圖1 熔化爐煙氣制酸工藝流程

熔化爐煙氣制酸系統包括凈化、干吸、轉化、硫酸尾氣脫硫、尾氣排放系統，配套建設項目包括尾氣煙囪、酸庫改造、循環水系統、高低壓配電室等。其中，酸庫僅增加1 個酸罐，裝酸設施利用現有設施。廢酸廢水送至現有廢水處理站處理，儀表壓縮空氣利用現有空壓站提供。

1）凈化工藝。為適應冶煉煙氣含有砷、氟、汞等有害雜質的特點，確保凈化指標，熔化爐的煙氣凈化采用煙氣高效洗滌凈化技術。煙氣凈化流程為一級動力波洗滌器—氣體冷卻塔—二級動力波洗滌器—一級電除霧器—二級電除霧器。配入的沸騰爐煙氣從現有鋅硫酸系統凈化氣體冷卻塔后引出，在熔化爐煙氣制酸系統一級電除霧器之前接入。凈化產出的稀酸經沉降脫吸后送鉛硫酸廢水處理系統一并處理，沉降的底流通過壓濾得到濾餅回收有價金屬。

2）干吸工藝。干燥吸收采用低位高效的干吸工藝技術，對凈化后的煙氣進行干燥，對轉化后煙氣中的SO3進行吸收。采用一級干燥、兩級吸收模式，循環泵后冷卻工藝與雙接觸轉化工藝相對應?？紤]到現行環保標準中時SO2排放值要求較嚴格，特將三塔循環槽單獨設置。干燥酸經SO2脫吸塔脫除溶解在干燥酸的SO2氣體后，再串至吸收循環泵槽；解析后的SO2氣體返至干燥塔入口，有效避免串酸模式對尾氣SO2濃度的影響。

3）轉化工藝。配氣后，制酸煙氣中SO2的體積分數在6%左右。針對這種情況，采用技術成熟可靠的“3+1”式四段雙接觸轉化工藝。由于進入轉化工序的SO2濃度較低，為保證進入二吸塔煙氣溫度不至于太低，轉化采用IV I—III II 換熱流程，使進入一吸塔煙氣溫度與進入二吸塔煙氣溫度較為均衡，減少冷凝酸的產生。為確?？傓D化率≥99.95%，采用了進口VK 系列觸媒，并在轉化第四段使用了銫觸媒。

4）尾氣脫硫工藝。熔化爐煙氣制酸系統尾氣脫硫采用氧化鋅—酸解法脫硫技術，進一步脫除煙氣中的SO2，使最終排放尾氣中SO2質量濃度≤100 mg/m3。為滿足尾氣排放時酸霧質量濃度≤20 mg/m3、顆粒物質量濃度＜10 mg/m3的要求，脫硫后設置了濕式高效電除霧器。

熔化爐煙氣制酸凈化入口煙氣條件見表1。熔化爐煙氣進入一級電除霧器的煙氣條件見表2。

表1 熔化爐煙氣制酸凈化入口煙氣條件

表2 熔化爐煙氣進入一級電除霧器的煙氣條件

沸騰爐煙氣進入一級電除霧器的煙氣量（濕基）為12 768 m3/h，煙氣溫度約300 ℃，煙氣壓強約300 Pa，煙氣含塵約300 mg/m3。煙氣條件見表3。

煙氣制酸裝置轉化I 段進口煙氣條件見表4。

表3 沸騰爐煙氣進入一級電除霧器的煙氣條件 %

表4 煙氣制酸裝置轉化工段進口煙氣條件

熔化爐制酸系統最終吸收塔出口煙氣量為43 264.015 m3/h，煙氣溫度約 70 ℃，SO2質量濃度≤100 mg/m3，硫酸霧質量濃度≤20 mg/m3。熔化爐制酸系統二吸塔出口煙氣經過氧化鋅—酸解法脫硫后與現有鉛、鋅制酸系統減法脫硫后的硫酸尾氣匯總進入電除霧器，然后經新建尾氣煙囪達標排放。進入新建硫酸尾氣煙囪的最大煙氣量為202 115.56 m3/h，煙氣溫度約25℃，SO2質量濃度≤100 mg/m3，硫酸霧質量濃度≤20 mg/m3，顆粒物質量濃度≤10 mg/m3。

1.2 設計技術經濟指標

1）最終排放尾氣 SO2質量濃度≤100 mg/m3；2）轉化率＞99.95%；3）最終排放尾氣顆粒物質量濃度≤10 mg/m3；4）最終排放尾氣酸霧質量濃度≤20 mg/m3。

1.3 主要設備規格

制酸系統設備選型按照 “關鍵核心設備選用進口設備，其他設備選用行業先進可靠的國產設備”的原則，同步考慮DCS 集中控制，其主要設備見表5。

1.4 熔化爐煙氣制酸系統的特點

熔化爐煙氣制酸裝置在現有鉛鋅冶煉煙氣制酸裝置的基礎上，借鑒了其生產實踐成功的經驗，并進行了諸多的完善和優化，系統在設備配置、 工藝流程、環保方面均具有獨特性。

1.4.1 設備配置

1）熔化爐制酸系統建設于原煤氣站（已廢棄）舊址，設備布置較集中，配置十分緊湊，煙氣管路與現有鉛鋅制酸系統相比有所縮短，在換熱流程的順暢和減少熱損失方面具有很好的優勢。

2）根據熔化爐制酸系統煙氣濃度波動以及濃度偏低的特點，轉化系統預熱升溫采用電爐加熱。在一段、三段、四段入口同時設置電爐，實現快速升溫，而且各層溫度比較均衡；另外，為實現均勻加熱，電爐調控配置了調功柜，實現熱量遠程精確調整。

表5 熔化爐制酸系統主要設備

3）為了避免轉化裝置管道因為本身材質的熱應力和煙氣的高溫引起管道變形嚴重等問題，在管路中設置了不銹鋼波紋補償器，使設備、管道布置緊湊，增加管道系統彈性，從而有效地防止設備和管道拉裂。

4）為提高裝置運行的穩定性，節省工程投資，轉化系統采用 IV I—III II 換熱流程，將轉化剩余的熱量歸為兩側。

5）自動化控制系統選用艾默生DeltaV 控制系統，相關設備、閥門、儀表引進現有鉛鋅硫酸DCS 控制室集中控制，降低投資，還有效減少了崗位人員。

1.4.2 工藝流程

1）根據熔化爐煙氣組分復雜、濃度低、氣量變化大等特點，熔化爐制酸工藝一級動力波洗滌器采用了兩段噴淋結構。

2）采用三塔循環槽單獨設置。干燥酸經SO2脫吸塔脫除溶解在干燥酸的SO2氣體后，再串至吸收循環泵槽； 解析后的SO2氣體返至干燥塔入口，有效避免串酸模式對尾氣SO2濃度的影響。

3）為適應熔化爐煙氣濃度、煙氣量的要求，動態配入109 m2沸騰爐的較高濃度的二氧化硫煙氣，以維持較好的干吸水平衡及轉化熱平衡。

1.4.3 環境保護

1）干燥塔采用的金屬絲網除沫器，具有通氣速率高、阻力小、效率較高、不易堵塞等優點。一吸塔采用的是 ES 型纖維除沫器，二吸塔采用的是 CS 型除沫器，兩者均具有更好的效率。

2） 為保證制酸系統要求轉化率高，尾氣排放SO2濃度低，采用進口VK 系列催化劑，并在轉化第四段使用了銫觸媒。

3）在二吸塔出口設置尾氣脫硫系統，采用氧化鋅＋酸解法吸收尾氣中的SO2和酸霧，脫硫后還設置了濕式電除霧器，進一步脫除酸霧及顆粒物。

1.4.4 綜合利用

1）硫酸尾氣脫硫采用高純氧化鋅+酸解法脫硫工藝，產出的SO2氣體返回凈化系統回用，提高總硫利用率，變廢為寶；脫硫產出的硫酸鋅溶液返回濕法煉鋅系統浸出工藝，達到脫硫劑的資源化利用。該脫硫工藝不產生新的污染物，不造成二次污染[3]。

2）鉛冶煉、鋅冶煉、熔化爐3 套冶煉煙氣制酸系統凈化段均有串氣管道，能夠在其中一套系統設備設施異常時應急互串煙氣，保障冶金爐連續運行，同時還能防止因設備設施故障導致煙氣的無組織排放。

3）熔化爐放渣時煙氣含二氧化硫低，配入沸騰爐穩定、濃度高的煙氣，穩定轉化階段的煙氣濃度，使轉化系統實現自熱平衡，穩定生產，降低能耗。

2 熱負荷試車出現的問題及優化措施

2.1 工藝存在的問題及優化措施

1）逆噴管上段噴頭噴淋液柱高度不足。煙氣凈化一級動力波循環泵2 用1 備，1 臺單獨供逆噴管下段噴頭用，另1 臺供串至圓錐沉降槽的稀酸管道及逆噴管上段噴頭的管道共用。當圓錐沉降槽的串酸量波動時，會導致逆噴管上段噴頭噴淋量損失較大、噴淋液柱高度不足，液柱尚未達到溢流堰位置，存在影響煙氣凈化洗滌效率的隱患。優化措施：將串圓錐沉降槽的串酸管道改至供下段噴頭的循環泵出口管道上。

2）熔化爐煙氣凈化二級動力波出口煙氣溫度高。熔化爐加入的酸浸渣、石英砂等原料含水，工藝過程中使用天然氣作為燃料，燃燒過程中也產生大量的水，導致煙氣含水高（超出設計條件），致使凈化出口煙氣溫度高，影響干吸水平衡，不利于工藝控制。優化措施：（1）重新配置了 1 根 DN500 煙氣管道至鉛硫酸凈化入口，通過調整閥門開度，將熔化爐加料階段的高濃度煙氣調配部分至鉛硫酸系統，降低熔化爐硫酸負荷。（2）降低循環水冷卻水的溫度，并在稀酸板換前加裝過濾器，周期清理過濾器，保障板換換熱效率。（3）協調熔化爐均勻配料，降低原料水分，排查系統漏風情況。

3）原設計尾氣脫硫電除霧器排污管道接至凈化電除霧沖洗槽，存在尾氣脫硫塔含鋅溶液被煙氣帶至尾氣脫硫電除霧器，被沖洗進入凈化污酸系統，導致送污酸污水處理的污酸含鋅升高，增加了處理難度，也造成了鋅金屬的浪費。優化措施：重新配管，將尾氣脫硫塔電除霧器的排污管接至尾氣脫硫制備槽，作為氧化鋅漿液制備的溶劑循環使用。

2.2 設備設施存在的問題就優化措施

1）電除霧器沖洗裝置。原設計中電除霧器的沖洗是將補水補至電除霧沖洗槽，通過泵循環沖洗。但沖洗下來的塵會再次被帶至電除霧內，導致電除霧器陰極線肥大及陽極積塵，影響電除霧器正常運行。優化措施：變更沖洗配管，直接用生產水對電除霧器進行沖洗。

2）轉化風機潤滑油冷卻后油溫高。轉化風機是制酸的核心設備，其本機潤滑油冷卻后油溫55 ℃時聯鎖停機。循環水中存在冷卻塔碎填料、 砂石及污垢，堵塞油冷器水側通道，造成循環水量減小，傳熱系數降低，致使風機冷卻后油溫高至53 ℃，存在較大停機隱患。優化措施：風機循環水入口管道上加裝并聯的Y 型過濾器閥組，周期性對過濾器進行清理。

3）風機進出口膨脹節不能滿足工況要求。原設計轉化風機進出口的補償器為1TB800-F Q235-B 型波紋補償器。該設備在非金屬圈帶螺栓壓緊部位會泄漏煙氣。優化措施：將補償器更換為1TB800-J 316L型波紋補償器，有效解決了強度及泄漏的問題。

3 生產控制及技術指標情況

3.1 凈化指標控制

1）凈化二級動力波出口煙氣溫度≤36 ℃。通過調整熔化爐煙氣與沸騰爐煙氣的比例、 循環水溫度等措施將干燥塔入口煙氣溫度控制在≤34 ℃。

2）凈化稀酸質量分數≤1%。受煙氣帶水量的影響，凈化系統二級動力波補水僅維持二級動力波液位，排口稀酸質量分數≤1%；F質量濃度≤450 mg/L； Cl質量濃度≤300 mg/L；As 質量濃度≤100 mg/L。

3）凈化電除霧器。一級電除霧二次電壓為65～70kV，二次電流為130～200 mA； 二級電除霧二次電壓為45～50 kV，二次電流為 130～200 mA。現場通過玻璃試鏡觀察除霧效果良好；周期沖洗電除霧器，沖洗頻率一級 1天1 次，二級2 天1 次。

4）凈化系統負壓。安全水封處負壓≥-8.5 kPa。負壓受稀釋風閥開度、風機導葉開度、串氣閥開度等的綜合影響，在控制中需綜合考慮，動態調整。

3.2 干吸指標控制

1）循環酸量。干燥塔入塔酸流量為400～450 m3/h；一吸塔入塔酸流量為500～550 m3/h；二吸塔入塔酸流量為300～350 m3/h。2）酸質量濃度：干燥酸質量分數為93%～95%；吸收酸質量分數為98%～99%。3）酸溫：干燥入塔酸溫為 45～50 ℃；吸收入塔酸溫為68～72 ℃。

3.3 轉化指標控制

1）氣體體積分數為6.0%～7.5%；氧硫比為1.0～1.3。2）轉化溫度。一層入口溫度為 400～420 ℃；觸媒層溫度≤600 ℃，防止觸媒因超630 ℃而失效[2]。

3.4 氧化鋅脫硫指標控制

1）氧化鋅制備漿液質量濃度為 50～100 g/L。2）脫硫塔 pH 值為 5.5～6.5。3）反應槽溫度為 60～70 ℃。

3.5 生產技術指標

熔化爐煙氣制酸系統熱負荷試車期間主要技術指標見表6。

表6 生產實踐主要技術指標

4 結語

鋅浸渣側吹連續熔化爐冶煉煙氣制酸系統經過為期1 年的生產實踐，目前裝置運行穩定，各項技術經濟指標良好，達到國內先進水平。裝置可以與原鉛、鋅系統進行充分融合，平衡不同工況下的鉛、鋅冶煉及熔化爐的冶煉煙氣。世界上首套鋅浸渣側吹連續熔化爐冶煉煙氣制酸系統的成功投運，引領熔化爐冶煉煙氣制酸技術的發展方向，實現綠色環保革命的革新。