李雪瓊，周 尚

（楚雄滇中有色金屬有限責(zé)任公司，云南楚雄 675000）

某銅冶煉企業(yè)于2006年籌備建設(shè)100 kt/a粗銅裝置，配套硫酸300 kt/a的技改擴(kuò)建工程項(xiàng)目，2010年5月建成投產(chǎn)。熔煉系統(tǒng)艾薩爐等主體設(shè)備按照100 kt/a粗銅設(shè)計(jì)，當(dāng)時(shí)由于資金等原因，配套的轉(zhuǎn)爐吹煉和煙氣處理系統(tǒng)等大部分只建設(shè)完成了第一期，設(shè)計(jì)礦產(chǎn)粗銅能力50 kt/a，硫酸產(chǎn)能180 kt/a，2015年實(shí)際粗銅產(chǎn)量達(dá)到63 kt。由于轉(zhuǎn)爐、硫酸、制氧系統(tǒng)能力不夠，一直未達(dá)到工業(yè)和信息部發(fā)布的《銅冶煉行業(yè)規(guī)范條件》中對(duì)銅冶煉企業(yè)100 kt/a粗銅的準(zhǔn)入要求。

為了符合國(guó)家的產(chǎn)能和節(jié)能減排政策，進(jìn)一步提升企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益，2016年該企業(yè)擬將現(xiàn)有系統(tǒng)的產(chǎn)能完善至100 kt/a粗銅，并配套新建硫酸系統(tǒng)。

1 配套新建硫酸系統(tǒng)產(chǎn)能確定

1.1 進(jìn)入新建硫酸系統(tǒng)的煙氣條件

與2006年籌備建設(shè)100 kt/a粗銅，配套硫酸300 kt/a的技改擴(kuò)建工程項(xiàng)目相比，時(shí)間已過10年，原料組成發(fā)生了很大變化。根據(jù)2016年原料現(xiàn)狀結(jié)合冶煉提供的艾薩爐、電爐、轉(zhuǎn)爐一周期、轉(zhuǎn)爐二周期產(chǎn)生的煙氣混合后進(jìn)入新建硫酸系統(tǒng)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(chǎn)規(guī)模及產(chǎn)品方案

根據(jù)冶煉提供的投料含硫量計(jì)算，生產(chǎn)w(H2SO4)100%硫酸430 kt/a，根據(jù)各冶煉爐煙氣的氣量、SO2濃度特點(diǎn)以及現(xiàn)有硫酸系統(tǒng)產(chǎn)能情況，選擇合適的煙氣制酸規(guī)模。新建1套能力為450 kt/a的硫酸系統(tǒng)，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(chǎn)品硫酸質(zhì)量符合GB/T 534—2014《工業(yè)硫酸》一級(jí)品標(biāo)準(zhǔn)。脫硫后尾氣中的ρ(SO2)≤ 200 mg/m3，符合GB 25467—2010《銅、鎳、鈷工業(yè)污染物排放標(biāo)準(zhǔn)》的相關(guān)要求。

表1 進(jìn)入新建硫酸系統(tǒng)的最大煙氣量及成分

表2 進(jìn)入新建硫酸系統(tǒng)的正常煙氣量及成分

2 制酸系統(tǒng)工藝流程選擇

凈化工序采用高效洗滌、密閉酸洗、絕熱蒸發(fā)流程，利用稀酸板式換熱器移走系統(tǒng)熱量。具體流程為：一級(jí)高效洗滌器—?dú)怏w冷卻塔—二級(jí)高效洗滌器—一級(jí)導(dǎo)電玻璃鋼電除霧器—二級(jí)導(dǎo)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(huán)酸系統(tǒng)按塔—循環(huán)槽—循環(huán)泵—陽極保護(hù)酸冷卻器—塔進(jìn)行循環(huán)。

轉(zhuǎn)化工序采用了 “3+1”兩次轉(zhuǎn)化，Ⅲ、Ⅰ-Ⅳ、Ⅱ換熱流程。外換熱器為急擴(kuò)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(tǒng)主要設(shè)備計(jì)算和選型

3.1 工藝計(jì)算依據(jù)

工藝計(jì)算時(shí)以表2中進(jìn)入新建硫酸系統(tǒng)的正常煙氣量及成分為基準(zhǔn)進(jìn)行平衡計(jì)算，設(shè)備選擇時(shí)考慮15%的富裕系數(shù)，即滿足表1進(jìn)入新建硫酸系統(tǒng)的最大煙氣量及成分表的煙氣條件，同時(shí)用表1的煙氣條件進(jìn)行校核。

3.2 主要設(shè)備計(jì)算和選型

主要塔器計(jì)算選型結(jié)果見表3，主要循環(huán)泵計(jì)算選型結(jié)果見表4，凈化及干吸換熱器類設(shè)備計(jì)算選型結(jié)果見表5，轉(zhuǎn)化換熱器類設(shè)備計(jì)算選型結(jié)果見表6。

表3 主要塔器計(jì)算選型結(jié)果

表4 主要循環(huán)泵計(jì)算選型結(jié)果

表5 凈化及干吸換熱器類設(shè)備計(jì)算選型結(jié)果

表6 轉(zhuǎn)化換熱器類設(shè)備計(jì)算選型結(jié)果

3.3 系統(tǒng)阻力計(jì)算

系統(tǒng)阻力分配見表7。

表7 系統(tǒng)阻力分配

4 制酸系統(tǒng)產(chǎn)能及主要設(shè)備適應(yīng)性評(píng)估

4.1 煙氣量、SO2濃度及產(chǎn)能的適應(yīng)性評(píng)估

根據(jù)熔煉艾薩爐入爐含硫及下料量的變化、2臺(tái)轉(zhuǎn)爐吹煉周期的變化，實(shí)際生產(chǎn)中煙氣量、SO2濃度波動(dòng)及對(duì)應(yīng)產(chǎn)量情況見表8。

從表8看出，實(shí)際生產(chǎn)中煙氣量130 000～140 000 m3/h、φ(SO2)在9.0%～10.7%，均已達(dá)到表2列出的進(jìn)入新建硫酸系統(tǒng)的正常處理氣量139 332 m3/h，φ(SO2)10.24%的設(shè)計(jì)要求；正常產(chǎn)量已達(dá)到設(shè)計(jì)規(guī)模450 kt/a硫酸的要求，以最高日產(chǎn)量推算可實(shí)現(xiàn)520 kt/a的硫酸產(chǎn)量目標(biāo)，富余系數(shù)15%。

表8 實(shí)際生產(chǎn)中煙氣量、SO2濃度波動(dòng)對(duì)應(yīng)產(chǎn)量情況

4.2 凈化及干吸換熱設(shè)備適應(yīng)性評(píng)估

凈化及干吸換熱設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及實(shí)際運(yùn)行對(duì)比情況見表9。

表9 凈化及干吸換熱設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及實(shí)際運(yùn)行對(duì)比情況

從表9看出，干吸換熱設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算值與實(shí)際運(yùn)行值相差不大，設(shè)備配置能滿足實(shí)際煙氣條件下的生產(chǎn)需求，但凈化換熱設(shè)備在運(yùn)行中因有酸泥附著板片等實(shí)際因素，換熱系數(shù)較設(shè)計(jì)計(jì)算值有所下降，不能完全滿足生產(chǎn)負(fù)荷變化的換熱需求，因此在實(shí)際生產(chǎn)中增加了1臺(tái)相同換熱面積的換熱器投入運(yùn)行，增加后已能滿足正常生產(chǎn)狀態(tài)及最大生產(chǎn)負(fù)荷下的換熱需求。

4.3 轉(zhuǎn)化換熱設(shè)備適應(yīng)性評(píng)估

轉(zhuǎn)化換熱設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及實(shí)際運(yùn)行對(duì)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(yù)設(shè)溫度偏低15～25 ℃，導(dǎo)致轉(zhuǎn)化器三段床層進(jìn)出口溫度比設(shè)計(jì)預(yù)設(shè)溫度偏低15～25 ℃，使Ⅲ換熱器管程進(jìn)口溫度比設(shè)計(jì)預(yù)設(shè)溫度偏低15～25 ℃，而SO2風(fēng)機(jī)出口溫度比設(shè)計(jì)預(yù)設(shè)溫度偏高25～35 ℃，這一高一低的溫度變化經(jīng)Ⅲ換熱器換熱后基本可以相互彌補(bǔ)，在基本保持設(shè)計(jì)時(shí)預(yù)設(shè)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(zhuǎn)化換熱設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及實(shí)際運(yùn)行對(duì)比情況表

從以上設(shè)計(jì)計(jì)算值與實(shí)際煙氣量、SO2濃度及運(yùn)行溫度變化情況對(duì)比看，一次轉(zhuǎn)化換熱基本平衡且符合相應(yīng)生產(chǎn)狀態(tài)，二次轉(zhuǎn)化Ⅱ換熱器換熱面積稍偏大，導(dǎo)致轉(zhuǎn)化器三段床層入口溫度稍偏低，因轉(zhuǎn)化器四段床層設(shè)計(jì)時(shí)考慮了足夠的冷激量，故對(duì)轉(zhuǎn)化器四段床層入口溫度影響較小?？傮w來說，轉(zhuǎn)化工序各臺(tái)換熱設(shè)備換熱面積的配置基本適應(yīng)相應(yīng)的生產(chǎn)氣量及SO2濃度變化需求。

4.4 系統(tǒng)阻力評(píng)估

系統(tǒng)阻力設(shè)計(jì)計(jì)算及實(shí)際運(yùn)行對(duì)比情況見表11。

表11 系統(tǒng)阻力設(shè)計(jì)計(jì)算及實(shí)際運(yùn)行對(duì)比情況

從表11可以看出：凈化、干吸、脫硫工序?qū)嶋H運(yùn)行阻力基本在設(shè)計(jì)計(jì)算阻力范圍內(nèi)，轉(zhuǎn)化工序運(yùn)行阻力超出設(shè)計(jì)阻力約6.4 kPa，負(fù)壓及正壓總運(yùn)行阻力約53.3 kPa，已接近SO2風(fēng)機(jī)設(shè)備全壓55 kPa（入口壓力-13 kPa、出口壓力42 kPa），說明整個(gè)制酸系統(tǒng)阻力已達(dá)到最大負(fù)荷狀態(tài)。

5 系統(tǒng)存在問題與改進(jìn)措施

5.1 制酸系統(tǒng)投產(chǎn)后轉(zhuǎn)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(tǒng)投產(chǎn)后轉(zhuǎn)化率均在99.4%～99.6%，至7月1日20∶00左右表現(xiàn)出制酸尾氣SO2濃度難控制，7月2日測(cè)定轉(zhuǎn)化率開始呈下降趨勢(shì)，至7月4日轉(zhuǎn)化率從原有99.6%左右下至98.3%左右。

5.1.2 原因分析

投產(chǎn)初期是逐步增加負(fù)荷試生產(chǎn)的過程，氣量及SO2濃度偏低還未升至設(shè)計(jì)值，進(jìn)入轉(zhuǎn)化工序的SO299%以上都在轉(zhuǎn)化器一、二段床層轉(zhuǎn)化，三段床層入口溫度偏低，反應(yīng)熱不明顯。于是采用開二次轉(zhuǎn)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(zhuǎn)化率，在三段床層入口溫度提高至420 ℃并且出現(xiàn)15～20 ℃反應(yīng)溫差情況下，轉(zhuǎn)化率仍無回升；之后又連續(xù)3天分別對(duì)Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ換熱器進(jìn)出口SO3中SO2濃度進(jìn)行檢測(cè)，各換熱器進(jìn)出口SO2濃度無明顯變化，根據(jù)數(shù)據(jù)分析換熱器泄漏癥狀不明顯。

隨后對(duì)轉(zhuǎn)化率下降前后轉(zhuǎn)化器各段床層溫度變化情況進(jìn)行對(duì)比，發(fā)現(xiàn)二段床層催化劑表層D點(diǎn)溫度、四段床層催化劑表層A點(diǎn)溫度呈上升趨勢(shì)，根據(jù)溫度變化，對(duì)照轉(zhuǎn)化器二、四段床層進(jìn)氣布置情況，溫度上升位置均為靠近出氣口一側(cè)。根據(jù)該現(xiàn)象初步判斷為轉(zhuǎn)化器二、四段床層催化劑表面因氣流波動(dòng)原因?qū)⑦M(jìn)口位置催化劑吹向?qū)γ孢h(yuǎn)端位置，催化劑表面形成溝狀或波浪狀，氣體偏流導(dǎo)致總轉(zhuǎn)化率下降。轉(zhuǎn)化器催化劑層溫度測(cè)點(diǎn)分布及氣流方向見圖1。

圖1 轉(zhuǎn)化器催化劑床層溫度測(cè)點(diǎn)分布及氣流方向示意

7月6日停產(chǎn)進(jìn)行SO3吹除及降溫操作后逐層打開轉(zhuǎn)化器人孔進(jìn)行檢查，發(fā)現(xiàn)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(jié)果吻合。

5.1.3 改進(jìn)措施

扒平各層催化劑并在二、三、四段床層催化劑上方鋪設(shè)304不銹鋼篩網(wǎng)（規(guī)格10 mm×10 mm方孔、絲徑1.6 mm）。篩網(wǎng)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(wǎng)鋪設(shè)方向從進(jìn)氣口向?qū)γ娣较蜾佋O(shè)。篩網(wǎng)上方再鋪設(shè)耐火磚壓實(shí)，約每間隔1 m放1塊磚，為增加進(jìn)氣口壓實(shí)重力，進(jìn)氣口位置用瓷球進(jìn)行壓實(shí)。于7月8日處理結(jié)束升溫后轉(zhuǎn)入正常生產(chǎn)，之后轉(zhuǎn)化率恢復(fù)到投產(chǎn)時(shí)狀態(tài)，并穩(wěn)定在99.5%～99.7%運(yùn)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(cè)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(jí)洗滌塔為高位溢流串酸，塔底沉淀的酸泥難以串至一級(jí)洗滌塔并引入沉降槽通過板框壓濾移出系統(tǒng)外，易使填料塔塔底及稀酸板式換熱器酸側(cè)有酸泥沉積而影響換熱效率；另外該串酸方式，在需對(duì)塔底檢查或清除酸泥時(shí)，不利于提前降低液位操作，需將塔內(nèi)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(huán)境污染。

5.2.3 改進(jìn)措施

在高位溢流串酸的同時(shí)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(yīng)切換閥門，在確保填料塔液位平衡的情況下，啟動(dòng)串酸泵持續(xù)將填料塔底部稀酸串至沉降槽，通過沉降槽沉降后再進(jìn)入板框壓濾機(jī)將酸泥過濾移出系統(tǒng)外。該項(xiàng)改造目前已取得較好運(yùn)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(fēng)機(jī)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(huán)槽抽氣管接至干燥塔入口，造成SO2風(fēng)機(jī)出口酸霧偏高，酸霧（ρ）最高達(dá)到20～25 mg/m3。

5.3.2 原因分析

循環(huán)槽內(nèi)因加水、串酸等產(chǎn)生的酸霧粒徑較小，引入干燥塔不易被清除，易造成SO2風(fēng)機(jī)出口酸霧偏高。

5.3.3 改進(jìn)措施

將干吸循環(huán)槽抽氣管引至一段電除霧器入口，循環(huán)槽產(chǎn)生的酸霧通過電除霧器收集捕捉，從而達(dá)到降低風(fēng)機(jī)出口酸霧含量的目的。改造后，風(fēng)機(jī)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(huán)槽抽氣罐改造前后流程示意見圖3。

6 結(jié)語

該公司新建制酸系統(tǒng)生產(chǎn)產(chǎn)能、設(shè)備能性、各項(xiàng)指標(biāo)控制等總體已達(dá)到設(shè)計(jì)能力，工藝選擇及設(shè)備選型也基本符合實(shí)際生產(chǎn)條件。在生產(chǎn)過程中，需要技術(shù)人員不斷總結(jié)經(jīng)驗(yàn)，持續(xù)優(yōu)化運(yùn)行，才能發(fā)揮裝置的最大效能。