轉化系統換熱器對制酸生產的影響及對策

李兆鈞，劉建萍，呂克新，李兆宏，張均杰

（煙臺國潤銅業有限公司，山東煙臺 264002）

煙臺國潤銅業有限公司（以下簡稱國潤銅業）是一家生產陰極銅、硫酸、黃金和白銀的銅冶煉生產企業，其中銅冶煉系統始建于1970年。2017年7月進行技術改造，銅冶煉系統采用富氧側吹爐熔煉-多槍頂吹爐連續吹煉-反射爐精煉工藝，實現了熱態三連爐連續煉銅生產工藝；制酸系統也進行相應改造，采用稀酸洗滌凈化、二轉二吸工藝，凈化工序為單系列，干吸轉化為雙系列，硫酸系統設計能力達 370 kt/a。

1 轉化系統工藝

凈化后的煙氣在電除霧器出口分為2股，一股送往現有制酸干吸、轉化工序（一系統），另一股送往新建干吸、轉化工序（二系統），原有系統硫酸尾氣與新建系統硫酸尾氣分別經過尾氣脫硫系統后合并在一起由煙囪排放。轉化工藝流程見圖1～2。

一系統采用ⅣⅠ-ⅢⅡ、“3+1”二轉二吸工藝。來自干燥塔的SO2煙氣經SO2風機送入Ⅳ，Ⅰ換熱器，與來自四段和一段的熱SO3煙氣進行氣氣換熱，冷煙氣經加熱由1#電爐進入1#轉化器一段，轉化后氣體經Ⅰ換熱器管外換熱進入轉化器二段進行轉化，二段轉化后的氣體進入Ⅱ換熱器管內降溫后再進入2#轉化器三段，在三段轉化后的氣體進入Ⅲ換熱管內降溫后經1#熱管鍋爐再進一吸塔。一吸塔吸收SO3后的煙氣經Ⅲ，Ⅱ換熱器分別與轉化器三段和二段出口的高溫煙氣換熱，經2#電爐進入轉化器四段進行二次轉化，二次轉化后的煙氣經Ⅳ換熱器換熱后到2#鍋爐，然后進入二吸塔。

二系統采用ⅢⅠ-ⅣⅡ、“3+1”二轉二吸工藝。來自干燥塔的SO2煙氣經SO2風機送至Ⅲ，Ⅰ換熱器，與來自三段和一段的熱SO3煙氣進行氣氣換熱，冷煙氣經加熱由1#電爐進入轉化器一段，轉化后氣體經Ⅰ換熱器換熱進入轉化器二段，轉化后的煙氣經Ⅱ換熱器換熱進入轉化器三段，之后煙氣在Ⅲ換熱器管內降溫，經余熱鍋爐進入一吸塔。一吸塔吸收SO3后的煙氣經Ⅳ，Ⅱ換熱器分別與轉化器四段出口、二段出口的高溫煙氣換熱，經2#電爐進入轉化器四段進行二次轉化，二次轉化后的煙氣經Ⅳ換熱器換熱進入二吸塔。

圖1 一系統轉化工藝流程

圖2 二系統轉化工藝流程

2 換熱器問題對生產造成的影響

首先是換熱器漏氣。一系統尾吸用堿量較以往增多，轉化三段溫度比控制指標低約10 ℃，用于轉化四段入口升溫的2#電爐需常開5組（每組120 kW），造成電耗較高。一系統一吸塔進口煙氣溫度比控制指標高約20 ℃，熱量后移，加大了酸冷卻器的負荷。

其次是換熱器面積與實際所需面積相差較大。二系統中二、三段溫度超過設計溫度，轉化率低于設計值99.93%，熱量后移，二系統中吸收塔入口溫度高于設計溫度，鍋爐產汽量低于設計值。

3 原因分析及對策

3.1 換熱器漏氣

干吸系統的熱量源于轉化熱量后移，尾吸所用堿量與轉化率高低密切相關，由此可從轉化系統入手加以分析。

3.1.1 壓降

由定期的正壓壓降檢測數據統計可看出，Ⅲ換熱器殼程阻力異常，再綜合之前的大修情況，推測問題根源是在Ⅲ換熱器。

究其歷史，2011年大修前換熱器殼程阻力為1.1 kPa，后利用大修之際更換換熱器，阻力達600 Pa，隨后的幾個月運行中阻力較為平穩。同年11月，換熱器殼程阻力從900 Pa上升至1.7 kPa，2012年9月更換纖維除霧器才徹底解決阻力問題，2012年10月至2017年1月，阻力呈現波動增長趨勢，為避免阻力再次上漲，在大修時進行清理，檢修后阻力又恢復正常。

2017年1—5 月，阻力由1.1 kPa持續上升至1.6 kPa，SO2風機負荷較大。國潤銅業利用大修機會清理酸泥，更換纖維除霧器，同年7—9月換熱器阻力降至1.2 kPa，但阻力仍呈上升趨勢，說明問題并未得到徹底解決。

3.1.2 工藝流程

Ⅱ換熱器是轉化三段入口的氣氣換熱器，用以降低二段出口SO3煙氣的溫度，提高三段入口SO2煙氣的溫度，因此三段入口溫度不達標與Ⅱ換熱器密切相關。Ⅲ換熱器是轉化三段出口的氣氣換熱器，用以降低三段出口SO3煙氣的溫度，提高四段入口SO2煙氣的溫度，換熱器出口連接1#轉化鍋爐，煙氣經鍋爐到一吸塔，若Ⅲ換熱器發生故障會影響到熱量后移，如果四段入口溫度不達標，可啟動2#電爐保證自熱平衡。

3.1.3 換熱計算分析

一系統換熱器核算見表1[1]。

表1 一系統換熱器核算

2017年5 月大修堵漏后，Ⅲ換熱器面積減少了20%，約440 m2，直接影響轉化自熱平衡，而Ⅱ換熱器富裕量較高又直接影響轉化器三段入口溫度。

綜合考慮老系統生產用地情況、設備投資、換熱效果和節能降耗等因素，國潤銅業對設備加以優化：

1）將Ⅲ換熱器由原來的旋流網板光管更換為旋流網板急擴加速流縮放管式換熱器，具有空間利用率高、占地面積小、設備投資低、節能降耗等優點[2]。

2）采用旋流網板支撐，旋流片迫使流體做強烈的蘭維螺旋運動，增強流動湍流度，同時使流體沖刷壁面減薄邊界層，在保持大孔隙率的基礎上，充分利用流體自旋流，加強低阻、高效的傳熱優勢[3]。

3）縮放管污垢值較光管低[4]，傳熱系數高，而急擴加速流縮放管改變了普通縮放管縮放段與急擴段占比，增強傳熱協同作用，進一步加強縮放管傳熱效果，使此次技術改造具備實用效果[5]。

4）將Ⅱ換熱器短路兩個氣體通道，換熱面積縮小到 1 928 m2。

3.2 換熱器面積與實際所需面積相差大

二系統采用ⅢⅠ-ⅣⅡ換熱流程，Ⅲ，Ⅰ換熱器提高轉化器一段溫度，Ⅳ，Ⅱ換熱器提高轉化器四段溫度。對工藝流程、換熱面積和實際溫度進行分析，發現Ⅲ換熱器面積的富裕量直接影響二段進口溫度及鍋爐產汽量。

二系統換熱器核算見表2。

表2 二系統換熱器核算

最終實施的改造方案是在Ⅲ換熱器煙氣進口到Ⅲ換熱器煙氣出口之間增加1條DN1 000短路管線，手動閥門控制。

4 技改后運行情況

改造后，一系統的Ⅲ換熱器殼程阻力約600 Pa，三段溫度達到工藝指標，2#電爐不開，轉化率超過99.9%，尾吸塔入口φ(SO2)低于0.015%，用堿量明顯減少。此外，酸冷卻器負荷顯著降低，可操作范圍擴大。Ⅱ換熱器的改造對系統影響更為明顯，三段溫度達標，轉化率得以提升。從長遠看，Ⅲ換熱器的改造使轉化系統自熱平衡、干吸熱量及尾吸用堿量得到控制。

改造后的二系統轉化工序短路閥開度控制在30%～50%，轉化二段進口溫度達到設計指標，轉化率較之前有所提高，干吸多余熱量從轉化鍋爐移出，汽量達到設計值3 t/h。

5 結語

制酸系統換熱器一旦出現問題，應對整體系統進行理論及數據分析，轉化系統自熱平衡對干吸系統至關重要，技改時不能僅局限于其中一部分，應追溯根源再進行改造，最終使系統穩定運行。