冶煉煙氣轉化技術創新與實踐

李山東，毛艷麗，馬 瑩，吳智娟，彭彥舟

（金川集團股份有限公司銅業公司，甘肅金昌737100）

隨著金川集團股份有限公司（以下簡稱金川集團）鎳銅冶煉技術的改進，冶煉煙氣條件發生了很大變化，整體形成了“提濃降量”的煙氣格局。受原有冶煉工藝技術的影響，配套制酸系統多采用“3+1”二轉二吸工藝流程處理φ(SO2)為8%~10%的冶煉煙氣，在冶金爐窯性能提升改造后，煙氣的SO2濃度提高，部分時段已超出制酸系統的設計能力范圍，轉化熱能過剩。另外，PS轉爐間歇吹煉存在階段性低濃度SO2運行狀況，此期間轉化熱能不足，系統需投用開工電爐補熱生產。從經濟運行的角度考慮，需要對制酸系統原有轉化工藝優化創新，提升工藝操作彈性，適應煙氣SO2濃度大幅波動的生產狀況，使轉化工序熱量趨于穩定。

1 傳統轉化工藝

按處理煙氣SO2濃度的高低，傳統轉化工藝分為中低濃度SO2煙氣轉化工藝和高濃度SO2煙氣轉化工藝。

中低濃度SO2煙氣轉化工藝大體上分為“2+1”、“3+1”、“2+2”、“3+2”等 4 種轉化流程，其中“3+1”和“2+2”4段轉化流程為主流轉化工藝流程，適用于處理條件穩定的φ(SO2)為8%~10%的冶煉煙氣，SO2濃度波動大的體系不適用。

最具代表性的高濃度SO2煙氣轉化工藝主要有：BAYQIK?工藝、LUREC?預轉化工藝和孟莫克預轉化工藝。這3種轉化工藝原理相似，均是基于高濃度SO2煙氣的轉化熱平衡，在原有工藝基礎上改進，作為主生產系統的工藝插件配合生產，使進入一段轉化的煙氣SO2濃度降至原系統設計值，同時完成熱量回收，能適應煙氣中SO2濃度的大范圍波動和生產規模約30%的擴大。但是不論是將高濃度SO2煙氣在凈化和干燥工序通過補氣等方式加以稀釋，還是新增轉化、吸收設備，均會導致進入制酸系統的煙氣量相應增加，從而造成干吸工序的設備設施和系統動力消耗增加，使得現有生產系統的運行和新建制酸系統的生產受到一定的制約[1]。

2 轉化工藝技術創新

2.1 中高濃度SO2煙氣多段轉化控溫技術

針對煙氣波動頻繁的狀況，考慮在原有生產工藝的基礎上對轉化工序整體進行創新研究，采用5段轉化工藝。目前在國內原有制酸系統中“3+2”五層轉化技術應用并不罕見，但大部分是根據穩態中高濃度SO2煙氣條件直接設計應用，該多段轉化控溫技術在保持原有工藝和設備基本不變的前提下，通過調整工藝參數、增加少量設備和優化系統熱量分布，增強系統對冶煉煙氣波動的適應能力，最終達到提升系統轉化率的目標。轉化工藝優化提升方案如下：

1）針對高濃度SO2煙氣轉化熱量過剩的問題，在二次轉化前段增加1段反應器及配套的1臺外部換熱器，在兩次轉化末端增設余熱鍋爐回收富余熱能，使系統催化劑與煙氣條件相匹配，降低二次轉化煙氣的溫度以提升轉化率。

2）針對低濃度SO2煙氣轉化熱量不足的問題，新增1臺換熱器與Ⅳ換熱器串聯以增大換熱面積，使大部分換熱量補充至轉化器一段入口，實現一次轉化與二次轉化煙氣的熱量回收，保證低濃度SO2煙氣轉化熱平衡，提升一次轉化率。

3）為了減少制酸系統優化改造的施工量，節省改造費用，將新建轉化器配套的換熱器與現有Ⅱ換熱器串聯使用，在保證轉化器四段具有足夠的反應熱量的基礎上，提升轉化器三段催化劑床層的反應溫度，提高低濃度SO2煙氣條件下的一次轉化率。

根據現有換熱器的實際換熱能力對轉化層級熱量重新分布，通過對催化劑床層和外部換熱器進行調整，建立了新的熱量平衡體系。新增反應器作為催化劑的四段，其配套的換熱器為Ⅳ換熱器，原催化劑第四層改為第五層，原Ⅳ換熱器變更為Ⅴa換熱器，新增與之串聯的Ⅴb換熱器，以滿足煙氣大幅波動條件下的轉化反應熱平衡。改造后轉化和換熱流程由原設計的ⅣⅠ-ⅢⅡ、“3+1”改為Ⅵ-ⅢⅡⅣ、“3+2”。優化后的新型多段轉化工藝流程見圖1[2]。

圖1 新型多段轉化工藝流程

SO2煙氣經Ⅴa換熱器和Ⅴb換熱器，利用五段轉化后的SO3煙氣進行預熱，然后經Ⅰ換熱器與轉化器一段出口的SO3煙氣進行換熱，達到適宜溫度后經一至三段催化劑進行一次轉化，一次轉化富余熱能通過余熱鍋爐回收。經一吸塔吸收后的二次SO2煙氣經Ⅲ換熱器換熱升溫后，一部分進入Ⅱ換熱器與轉化器二段出口的煙氣換熱，另一部分冷煙氣進入新增Ⅳ換熱器與轉化器四段出口的煙氣換熱，換熱后的兩部分煙氣混合后達到400 ℃，先后進入新增轉化器四段和五段進行二次轉化反應，富余熱量經余熱鍋爐回收。

將轉化器各段催化劑取出后進行篩分及回填，以每段的分段轉化率及對應換熱器的換熱面積為依據進行計算，對各段催化劑的裝填量進行調整，并在轉化器三段添加14 m3XLP-110型新催化劑，轉化器四段裝填約110 m3VK38型新催化劑。改造前后轉化器各段催化劑裝填量及分段轉化率對比見表1。

表1 改造前后轉化器催化劑裝填量及分段轉化率

2.2 高濃度SO2煙氣準等溫轉化技術

2.2.1 轉化工藝流程

高濃度SO2煙氣準等溫“1+1”轉化技術的關鍵在于持續移熱，即通過設備的巧妙設計，利用冷介質對反應的氣體持續進行冷卻，使反應不但能持續向正反應方向進行，還能持續將反應產生的熱量移出，有效提高系統轉化率。

針對高濃度SO2煙氣波動，在制酸系統原有“3+1”轉化流程的基礎上，金川集團創新開發了“1+1”準等溫轉化工藝流程，見圖2。

圖2 準等溫轉化工藝流程

將來自SO2風機的高濃度SO2煙氣經1#換熱器預熱至420 ℃進入準等溫轉化器一段，在進行SO2轉化的同時，通過空氣將反應熱移至余熱鍋爐生產蒸汽；一次轉化后的煙氣經1#換熱器降溫后進入一吸塔吸收SO3，再經2#換熱器升溫進入準等溫轉化器二段進行二次轉化，轉化后的SO3氣體進入二吸塔吸收；冷空氣分別進入準等溫轉化器的一段和二段，帶走部分轉化反應熱后溫度升高，熱空氣進入余熱鍋爐生產熱水和蒸汽。

2.2.2 準等溫轉化器

準等溫轉化器內部包括管式反應器和內置式換熱器，結構示意見圖3，設計思路如下：

圖3 準等溫轉化器結構示意

1）管式反應器內部為列管結構，列管上下兩端通過花板固定，上下花板與列管接觸部分開孔，作為煙氣的進出通道，催化劑裝填在管內。SO2煙氣走管程，在催化劑的作用下轉變為SO3煙氣；冷介質走殼程，與管內的煙氣進行換熱，以維持轉化過程溫度恒定在一定區間。

2）準等溫轉化器的冷介質溫度越低，傳熱推動力越大，有利于移去反應熱。但是在實際過程中，由于冷介質溫度過低會造成催化劑床層沿管壁處過冷，催化劑活性低下，也會失去操作狀態的熱穩定性[3]。利用氣體流線軟件，對空氣進入后的氣體流向進行了多種布氣方式的模擬，確定了內導流筒式布氣裝置，即在管式固定床反應器的中心設計冷介質的中心筒，自上而下以1∶2∶3在中心筒壁上進行開孔。上述設計具有以下特點：一是布氣均勻，盡可能降低催化劑床層內部的溫度差，保證反應速率；二是在整個管式反應過程中一直存在溫度梯度，不斷地將熱量移走，實現反應向正方向進行，保證轉化率。

3）在準等溫轉化器內部設置內置式換熱器，內置式換熱器位于管式反應器下方，亦為列管結構，列管通過上下花板固定，其上下花板開孔與管式反應器花板開孔各自獨立，并不聯通。在內置式換熱器內，轉化后的SO3煙氣走殼程，冷介質走管程，進行間壁換熱。

SO2煙氣先通過管式反應器上花板的孔隙進入管程，在催化劑的作用下轉化成SO3煙氣，與經過一次換熱的冷介質進行換熱，轉化過程反應熱被移出，催化劑維持了恒定溫度，實現了最佳轉化平衡。轉化后的SO3煙氣通過管式反應器下花板孔隙流出，隨后進入內置式換熱器的殼程，與冷介質再次換熱至適宜溫度后移出準等溫轉化器，進入后續轉化流程。冷介質先經內置式換熱器下花板孔隙進入管程，經SO3煙氣預熱，通過上花板孔隙進入管式反應器殼程，與管程的煙氣間接接觸移出反應熱后溫度上升，進入余熱鍋爐生產蒸汽。

該技術可作為工藝插件，不影響主工藝系統的正常運行。煙氣中SO2濃度高時按上述流程正常運行，濃度低時通過閥門調節切換至原有“3+1”轉化路線。一部分煙氣經準等溫轉化器催化劑床層進行氧化反應，反應熱在準等溫轉化器內經冷空氣帶至余熱鍋爐，以維持轉化器內適宜的反應溫度；轉化后的煙氣與大部分未轉化的高濃度SO2煙氣混合后再進入原轉化器一段進行轉化，再次轉化后的煙氣繼續沿原生產工藝路線進行處理。

3 技術應用效果

SO2煙氣多段轉化控溫技術在金川集團530 kt/a制酸系統成功應用，優化了轉化熱量平衡分布，適宜處理的煙氣φ(SO2)由原來的8%~10%拓展到6%~14%，增強了系統的操作彈性，轉化率由98.85%提高至99.85%以上，系統經濟指標得到大幅提升，環保效益顯著。同時通過余熱回收裝置的優化調節操作，實現了制酸系統余熱資源的綜合利用，循環經濟效應顯著。

高濃度SO2煙氣“1+1”準等溫轉化技術在金川集團480 kt/a制酸系統成功應用，轉化溫度穩定在420~480 ℃，單層轉化率達93%以上。在制酸系統現有的工藝基礎上，該技術作為工藝插件使用，適宜處理的煙氣φ(SO2)在8%~18%，可依據煙氣濃度的高低切換轉化工藝，具有更好的適應性和經濟性。

4 結語

筆者在分析現有制酸轉化工藝技術的基礎上，結合本單位冶煉煙氣SO2濃度波動的生產現狀，提出了中高濃度SO2煙氣多段轉化控溫技術和高濃度SO2煙氣準等溫轉化技術。上述技術成果可在新建制酸系統直接應用，亦可在原有制酸系統基礎上改造應用，增強了制酸系統適應非穩態煙氣的操作彈性，解決了高濃度SO2煙氣轉化熱量不平衡的難題，提升了系統經濟技術指標，同時為制酸系統高濃度SO2條件下余熱資源綜合利用創造了條件。