冶炼烟气转化技术创新与实践

李山东，毛艳丽，马 莹，吴智娟，彭彦舟

（金川集团股份有限公司铜业公司，甘肃金昌737100）

随着金川集团股份有限公司（以下简称金川集团）镍铜冶炼技术的改进，冶炼烟气条件发生了很大变化，整体形成了“提浓降量”的烟气格局。受原有冶炼工艺技术的影响，配套制酸系统多采用“3+1”二转二吸工艺流程处理φ(SO2)为8%~10%的冶炼烟气，在冶金炉窑性能提升改造后，烟气的SO2浓度提高，部分时段已超出制酸系统的设计能力范围，转化热能过剩。另外，PS转炉间歇吹炼存在阶段性低浓度SO2运行状况，此期间转化热能不足，系统需投用开工电炉补热生产。从经济运行的角度考虑，需要对制酸系统原有转化工艺优化创新，提升工艺操作弹性，适应烟气SO2浓度大幅波动的生产状况，使转化工序热量趋于稳定。

1 传统转化工艺

按处理烟气SO2浓度的高低，传统转化工艺分为中低浓度SO2烟气转化工艺和高浓度SO2烟气转化工艺。

中低浓度SO2烟气转化工艺大体上分为“2+1”、“3+1”、“2+2”、“3+2”等 4 种转化流程，其中“3+1”和“2+2”4段转化流程为主流转化工艺流程，适用于处理条件稳定的φ(SO2)为8%~10%的冶炼烟气，SO2浓度波动大的体系不适用。

最具代表性的高浓度SO2烟气转化工艺主要有：BAYQIK®工艺、LUREC®预转化工艺和孟莫克预转化工艺。这3种转化工艺原理相似，均是基于高浓度SO2烟气的转化热平衡，在原有工艺基础上改进，作为主生产系统的工艺插件配合生产，使进入一段转化的烟气SO2浓度降至原系统设计值，同时完成热量回收，能适应烟气中SO2浓度的大范围波动和生产规模约30%的扩大。但是不论是将高浓度SO2烟气在净化和干燥工序通过补气等方式加以稀释，还是新增转化、吸收设备，均会导致进入制酸系统的烟气量相应增加，从而造成干吸工序的设备设施和系统动力消耗增加，使得现有生产系统的运行和新建制酸系统的生产受到一定的制约[1]。

2 转化工艺技术创新

2.1 中高浓度SO2烟气多段转化控温技术

针对烟气波动频繁的状况，考虑在原有生产工艺的基础上对转化工序整体进行创新研究，采用5段转化工艺。目前在国内原有制酸系统中“3+2”五层转化技术应用并不罕见，但大部分是根据稳态中高浓度SO2烟气条件直接设计应用，该多段转化控温技术在保持原有工艺和设备基本不变的前提下，通过调整工艺参数、增加少量设备和优化系统热量分布，增强系统对冶炼烟气波动的适应能力，最终达到提升系统转化率的目标。转化工艺优化提升方案如下：

1）针对高浓度SO2烟气转化热量过剩的问题，在二次转化前段增加1段反应器及配套的1台外部换热器，在两次转化末端增设余热锅炉回收富余热能，使系统催化剂与烟气条件相匹配，降低二次转化烟气的温度以提升转化率。

2）针对低浓度SO2烟气转化热量不足的问题，新增1台换热器与Ⅳ换热器串联以增大换热面积，使大部分换热量补充至转化器一段入口，实现一次转化与二次转化烟气的热量回收，保证低浓度SO2烟气转化热平衡，提升一次转化率。

3）为了减少制酸系统优化改造的施工量，节省改造费用，将新建转化器配套的换热器与现有Ⅱ换热器串联使用，在保证转化器四段具有足够的反应热量的基础上，提升转化器三段催化剂床层的反应温度，提高低浓度SO2烟气条件下的一次转化率。

根据现有换热器的实际换热能力对转化层级热量重新分布，通过对催化剂床层和外部换热器进行调整，建立了新的热量平衡体系。新增反应器作为催化剂的四段，其配套的换热器为Ⅳ换热器，原催化剂第四层改为第五层，原Ⅳ换热器变更为Ⅴa换热器，新增与之串联的Ⅴb换热器，以满足烟气大幅波动条件下的转化反应热平衡。改造后转化和换热流程由原设计的ⅣⅠ-ⅢⅡ、“3+1”改为Ⅵ-ⅢⅡⅣ、“3+2”。优化后的新型多段转化工艺流程见图1[2]。

图1 新型多段转化工艺流程

SO2烟气经Ⅴa换热器和Ⅴb换热器，利用五段转化后的SO3烟气进行预热，然后经Ⅰ换热器与转化器一段出口的SO3烟气进行换热，达到适宜温度后经一至三段催化剂进行一次转化，一次转化富余热能通过余热锅炉回收。经一吸塔吸收后的二次SO2烟气经Ⅲ换热器换热升温后，一部分进入Ⅱ换热器与转化器二段出口的烟气换热，另一部分冷烟气进入新增Ⅳ换热器与转化器四段出口的烟气换热，换热后的两部分烟气混合后达到400 ℃，先后进入新增转化器四段和五段进行二次转化反应，富余热量经余热锅炉回收。

将转化器各段催化剂取出后进行筛分及回填，以每段的分段转化率及对应换热器的换热面积为依据进行计算，对各段催化剂的装填量进行调整，并在转化器三段添加14 m3XLP-110型新催化剂，转化器四段装填约110 m3VK38型新催化剂。改造前后转化器各段催化剂装填量及分段转化率对比见表1。

表1 改造前后转化器催化剂装填量及分段转化率

2.2 高浓度SO2烟气准等温转化技术

2.2.1 转化工艺流程

高浓度SO2烟气准等温“1+1”转化技术的关键在于持续移热，即通过设备的巧妙设计，利用冷介质对反应的气体持续进行冷却，使反应不但能持续向正反应方向进行，还能持续将反应产生的热量移出，有效提高系统转化率。

针对高浓度SO2烟气波动，在制酸系统原有“3+1”转化流程的基础上，金川集团创新开发了“1+1”准等温转化工艺流程，见图2。

图2 准等温转化工艺流程

将来自SO2风机的高浓度SO2烟气经1#换热器预热至420 ℃进入准等温转化器一段，在进行SO2转化的同时，通过空气将反应热移至余热锅炉生产蒸汽；一次转化后的烟气经1#换热器降温后进入一吸塔吸收SO3，再经2#换热器升温进入准等温转化器二段进行二次转化，转化后的SO3气体进入二吸塔吸收；冷空气分别进入准等温转化器的一段和二段，带走部分转化反应热后温度升高，热空气进入余热锅炉生产热水和蒸汽。

2.2.2 准等温转化器

准等温转化器内部包括管式反应器和内置式换热器，结构示意见图3，设计思路如下：

图3 准等温转化器结构示意

1）管式反应器内部为列管结构，列管上下两端通过花板固定，上下花板与列管接触部分开孔，作为烟气的进出通道，催化剂装填在管内。SO2烟气走管程，在催化剂的作用下转变为SO3烟气；冷介质走壳程，与管内的烟气进行换热，以维持转化过程温度恒定在一定区间。

2）准等温转化器的冷介质温度越低，传热推动力越大，有利于移去反应热。但是在实际过程中，由于冷介质温度过低会造成催化剂床层沿管壁处过冷，催化剂活性低下，也会失去操作状态的热稳定性[3]。利用气体流线软件，对空气进入后的气体流向进行了多种布气方式的模拟，确定了内导流筒式布气装置，即在管式固定床反应器的中心设计冷介质的中心筒，自上而下以1∶2∶3在中心筒壁上进行开孔。上述设计具有以下特点：一是布气均匀，尽可能降低催化剂床层内部的温度差，保证反应速率；二是在整个管式反应过程中一直存在温度梯度，不断地将热量移走，实现反应向正方向进行，保证转化率。

3）在准等温转化器内部设置内置式换热器，内置式换热器位于管式反应器下方，亦为列管结构，列管通过上下花板固定，其上下花板开孔与管式反应器花板开孔各自独立，并不联通。在内置式换热器内，转化后的SO3烟气走壳程，冷介质走管程，进行间壁换热。

SO2烟气先通过管式反应器上花板的孔隙进入管程，在催化剂的作用下转化成SO3烟气，与经过一次换热的冷介质进行换热，转化过程反应热被移出，催化剂维持了恒定温度，实现了最佳转化平衡。转化后的SO3烟气通过管式反应器下花板孔隙流出，随后进入内置式换热器的壳程，与冷介质再次换热至适宜温度后移出准等温转化器，进入后续转化流程。冷介质先经内置式换热器下花板孔隙进入管程，经SO3烟气预热，通过上花板孔隙进入管式反应器壳程，与管程的烟气间接接触移出反应热后温度上升，进入余热锅炉生产蒸汽。

该技术可作为工艺插件，不影响主工艺系统的正常运行。烟气中SO2浓度高时按上述流程正常运行，浓度低时通过阀门调节切换至原有“3+1”转化路线。一部分烟气经准等温转化器催化剂床层进行氧化反应，反应热在准等温转化器内经冷空气带至余热锅炉，以维持转化器内适宜的反应温度；转化后的烟气与大部分未转化的高浓度SO2烟气混合后再进入原转化器一段进行转化，再次转化后的烟气继续沿原生产工艺路线进行处理。

3 技术应用效果

SO2烟气多段转化控温技术在金川集团530 kt/a制酸系统成功应用，优化了转化热量平衡分布，适宜处理的烟气φ(SO2)由原来的8%~10%拓展到6%~14%，增强了系统的操作弹性，转化率由98.85%提高至99.85%以上，系统经济指标得到大幅提升，环保效益显著。同时通过余热回收装置的优化调节操作，实现了制酸系统余热资源的综合利用，循环经济效应显著。

高浓度SO2烟气“1+1”准等温转化技术在金川集团480 kt/a制酸系统成功应用，转化温度稳定在420~480 ℃，单层转化率达93%以上。在制酸系统现有的工艺基础上，该技术作为工艺插件使用，适宜处理的烟气φ(SO2)在8%~18%，可依据烟气浓度的高低切换转化工艺，具有更好的适应性和经济性。

4 结语

笔者在分析现有制酸转化工艺技术的基础上，结合本单位冶炼烟气SO2浓度波动的生产现状，提出了中高浓度SO2烟气多段转化控温技术和高浓度SO2烟气准等温转化技术。上述技术成果可在新建制酸系统直接应用，亦可在原有制酸系统基础上改造应用，增强了制酸系统适应非稳态烟气的操作弹性，解决了高浓度SO2烟气转化热量不平衡的难题，提升了系统经济技术指标，同时为制酸系统高浓度SO2条件下余热资源综合利用创造了条件。