冶煉煙氣制酸尾氣脫硫裝置的優化

劉 亮

（江西銅業集團有限公司貴溪冶煉廠，江西貴溪 335424）

硫酸生產過程中產生的SO2、硫酸霧等大氣污染物，是我國含硫污染物控制和減排的重點。江西銅業集團有限公司貴溪冶煉廠（以下簡稱貴冶）硫酸車間硫酸一系列于1985年投產，目前單系列w（H2SO4）98% 工業硫酸生產能力約 600 kt/a，尾氣排放量約165 000 m3/h。由于設計原因，裝置轉化率偏低，尾排SO2濃度較高。貴冶于2010年投用活性焦脫硫裝置，因其脫硫效率偏低，導致硫酸一系列尾排SO2濃度仍然偏高，無法滿足日益嚴格的國家環保要求，必須對硫酸一系列脫硫裝置進行改造。依據貴冶硫酸二系列和四系列離子液脫硫裝置的運行狀況，決定將硫酸一系列尾氣的脫硫工藝由活性焦脫硫改造為離子液脫硫，并進行相應優化。

1 工藝原理

離子液脫硫工藝采用的吸收劑是以有機陽離子、無機陰離子為主，添加少量活化劑、抗氧化劑組成的離子液溶液。其脫硫機理[1-2]如下：

式（1）中R代表離子液吸收劑，該反應為可逆反應，離子液吸收SO2為放熱過程，低溫有利于SO2吸收，高溫有利于SO2解吸。脫除和回收制酸尾氣中SO2的同時，離子液可以循環使用。

2 工藝流程

硫酸一系列離子液脫硫工藝流程見圖1。

圖1 離子液脫硫工藝流程

自硫酸裝置來的尾氣進入脫硫裝置入口煙道，通過煙道中部的霧化噴嘴降溫后，進入凈化塔下部，與凈化塔上部噴淋的洗滌液逆向接觸，對尾氣進行降溫、除塵、除酸霧。凈化后的尾氣由脫硫塔下部進入，經過吸收段與貧液接觸脫除尾氣中的SO2。經吸收SO2后的尾氣再經過回收段，洗滌回收其中夾帶的離子液。脫除SO2的尾氣經過電除霧器進一步除霧后送入煙囪排放。吸收SO2后的富液暫存于脫硫塔底，通過富液泵輸送，經酸性氣富液換熱器、貧/富液換熱器升溫至95 ℃左右進入再生塔再生。富液在再生塔內解吸SO2，自流進入再沸器，通過蒸汽加熱的方式進一步解吸成貧液。再生塔底的貧液通過貧液泵輸送經貧/富液換熱器、貧液冷卻器降溫后進入溶液槽，再通過溶液泵輸送至脫硫塔重新吸收SO2。再生塔解吸出的SO2隨蒸汽由再生塔頂引出，經過酸性氣富液換熱器、酸性氣冷卻器冷卻后去氣液分離器，SO2氣體返回制酸系統制硫酸，冷凝液通過泵送回再生塔頂，維持水平衡。

3 運行過程存在的問題及解決措施

3.1 凈化塔入口煙道玻璃鋼碳化

凈化塔入口煙道上部玻璃鋼段長時間運行，容易被濃酸霧碳化。制酸裝置二吸塔出口煙道材質為碳鋼，離子液脫硫凈化塔入口煙道為玻璃鋼材質。改造前兩種不同材質的煙道通過法蘭連接，在玻璃鋼煙道上部設置1個霧化噴嘴，由凈化塔洗滌水霧化泵供液，噴入pH值為2～3的稀酸，以順流的形式對二吸塔來的煙氣進行降溫和初步洗滌。由于二吸塔來的煙氣中攜帶少量的酸霧，而且霧化噴嘴部位的玻璃鋼煙道無法被稀酸覆蓋沖洗，因此，經過長時間運行，霧化噴嘴部位的玻璃鋼煙道會被酸霧碳化。

為解決凈化塔入口玻璃鋼煙道碳化問題，技術人員在碳鋼煙道與玻璃鋼煙道之間設置長度為2 m左右的過渡段，采用既能耐酸霧腐蝕，又能耐稀硫酸腐蝕的哈氏合金材料。煙道中上部設置霧化噴嘴，噴出的稀酸能夠全面覆蓋下方的玻璃鋼煙道，從而有效防止了酸霧對玻璃鋼煙道的損害。

3.2 帶入脫硫塔的硫酸霧含量偏高

原凈化塔設置1段填料洗滌，經過洗滌后的煙氣仍攜帶少量酸霧進入吸收塔，最終在離子液中形成熱穩定鹽，影響離子液吸收SO2的效率，增加離子液凈化SO42-的負荷。

為減少帶入脫硫塔的酸霧，同時降低脫硫系統的阻力，貴冶硫酸一系列凈化塔采用兩段一體式結構，下段為粗洗滌段，上段為精洗滌段。粗洗滌段設置2層霧化空噴噴淋系統，采用空噴除霧。精洗滌段采用“槽式液體分布器+填料”的組合凈化方式，并在槽式液體分布器上部設置高效絲網捕沫層。

3.3 排放尾氣SO2濃度波動較大

制酸裝置受轉爐送停風的影響，煙氣中的SO2濃度呈周期性波動。制酸系統開車初期，因轉化工序催化劑床層溫度偏低，SO2轉化率低，可能會造成離子液脫硫裝置入口SO2濃度超高，引起離子液脫硫裝置出口的煙氣中SO2濃度波動。

在離子液脫硫塔設置富液內循環工藝，可提高SO2的脫除效率，降低轉爐送停風作業對制酸裝置的影響。因離子液脫硫裝置入口SO2濃度較低時，富液槽內的富液并未吸附飽和，仍然有一定吸收SO2的能力。在脫硫塔吸收段設置2段填料和2層分液器，在脫硫塔入口煙道豎直段安裝2個螺旋噴嘴，增加1臺富液內循環泵。從富液槽抽取部分富液供給脫硫塔入口煙道內的噴嘴和吸收段第一層填料，對煙氣中的SO2進行第一次吸收，再由溶液泵輸送過來的貧液在第二層填料進行第二次吸收。當脫硫系統入口SO2總量低于有機胺脫硫裝置負荷時，循環量根據進入系統SO2總量和出口SO2總量來設定。當SO2總量較少時，只運行1臺溶液泵，通過變頻器調節流量，以保證脫硫塔出口SO2濃度達到排放標準；當SO2總量較大時，同時運行2臺溶液泵，有效降低離子液脫硫裝置出口的SO2濃度。

此外，為避免在離子液脫硫裝置發生故障時或在檢修過程中，脫硫塔出口尾氣中SO2濃度超標，在脫硫塔出口尾氣管道與旁路匯合后的總煙道上設置1套液堿應急噴淋裝置，并在其后設置1座氣液分離塔，塔釜用于儲存液堿。離子液脫硫系統正常運行時，液堿應急噴淋裝置不運行。當進入脫硫系統SO2總量超過有機胺脫硫裝置負荷時，自動啟動應急液堿噴淋裝置。

3.4 離子液再生效率偏低

原離子液脫硫裝置的再生氣冷凝液溫度在30～40 ℃，通過冷凝液泵直接返回至再生塔頂部，通過加熱解吸SO2后進入再生塔塔釜。但由于冷凝液未經過加熱直接進入再生塔，低于SO2的解吸溫度95 ℃，影響富液的再生效果。

在再生塔上部單獨設置1層填料，填料下方設置1層帶氣帽的集液盤，塔外設置1臺酸性氣冷凝液換熱器，利用集液盤出來的解吸SO2后的高溫冷凝液與冷凝液泵輸送過來的低溫冷凝液進行熱量交換，可以將冷凝液入塔溫度提高至90 ℃以上，從而消除對富液再生效率的影響。

3.5 離子液中鈉離子含量高

離子液凈化工藝采用樹脂交換脫除離子液中的SO42-，樹脂再用w（NaOH）4%左右的NaOH溶液清洗再生。雖然每次樹脂堿洗之后會用脫鹽水清洗，但是仍然有少量鈉離子進入離子液中，隨著運行周期的延長，離子液中的鈉離子濃度上升，不但影響脫硫效率，嚴重時鈉鹽結晶會堵塞管道、換熱器，致使系統壓力急劇上升，不得不停車清理。

針對離子液中鈉離子含量高的問題，若采用定期更換部分離子液的方法，只能暫時緩解問題，且成本較高，因此貴冶決定采用冷凍結晶的方法進行處理。為了避免系統中積累的鈉離子影響離子液的吸收能力，來自貧液冷卻器40 ℃左右的離子液被送至冷凍結晶罐，加入堿液調節pH值，自制冷機組來的制冷劑在結晶罐夾層與離子液進行熱量交換降低離子液的溫度，進而使溶液中的鈉離子以硫酸鹽的形式結晶出來，再通過離心機分離離子液中的硫酸鈉晶體，離子液自流到地下槽。為了減少硫酸鹽晶體夾帶有機胺液，采用低溫脫鹽水進一步洗滌濾餅，濾液回收至地下槽。

4 離子液裝置運行效果

上述措施實施后，硫酸一系列離子液脫硫裝置平穩運行1年多，吸收SO2的效果良好，脫硫效率大于 95%，脫硫塔出口尾氣中ρ（SO2）＜ 50 mg/m3，離子液中ρ（Na+）＜ 0.5 g/L，鈉鹽富集速度緩慢。

5 結語

貴冶硫酸一系列離子液脫硫裝置通過在凈化塔入口增設過渡段和設置霧化噴嘴，解決了入口玻璃鋼煙道碳化的問題；凈化塔采用兩段一體式結構，有效降低了脫硫塔入口煙氣的酸霧含量；脫硫塔內部設置富液內循環工藝，可穩定控制排放尾氣的SO2濃度；將冷凝液進行加熱，提高了富液的再生效率；對離子液進行冷凍結晶可有效降低脫硫系統的鈉鹽富集；在脫硫系統末端設置應急堿液噴淋裝置提高了應急處置能力。通過一系列的優化措施，提高了離子液脫硫裝置的脫硫效率，有利于裝置平穩運行，確保尾氣穩定達標排放。