朱 江，周 尚，李雪琼

（楚雄滇中有色金属有限责任公司，云南楚雄675000）

楚雄滇中有色金属有限责任公司（以下简称滇中有色）是火法铜冶炼企业，铜冶炼采用艾萨炉富氧顶吹熔炼—PS转炉吹炼—阳极炉精炼工艺，矿产阳极铜产能 120 kt/a。450 kt/a硫酸系统是配套阳极铜冶炼系统的烟气处理装置，负责处理艾萨炉、转炉、电炉、阳极炉的工艺混合烟气生产工业硫酸。硫酸系统于2017年6月15日建成并投入使用。制酸净化工序采用高效洗涤、密闭酸洗、绝热蒸发流程，利用稀酸板式换热器移走系统热量，具体流程为一级高效洗涤器—气体冷却塔—二级高效洗涤器—一级导电玻璃钢电除雾器—二级导电玻璃钢电除雾器。干吸工序采用低位、高效、泵后冷却流程，循环酸系统按塔—循环槽—循环泵—阳极保护酸冷却器—塔进行循环。转化工序采用了“3+1”、ⅢⅠ-ⅣⅡ两次转化换热流程[1]。

450 kt/a 硫酸系统是按平均处理气量 140 000 m3/h、φ(SO2)为10.24%进行设计建设。2019年以来，随着熔炼产能的逐步提升，硫酸系统已满负荷生产，处理气量约 135 000 m3/h、φ(SO2)为 9.5%～10.5%，2019年完成硫酸产量482.7 kt，已达到设计能力。根据滇中有色生产经营规划，前端配套的铜冶炼系统拟在现有基础上提升产能25%左右，提产后预计烟气量会增加到140 000 m3/h左右，烟气φ(SO2)约为13.0%，现有硫酸系统适应提升产能的空间较小，将会是影响滇中有色提高冶炼产能的瓶颈，需要对现有硫酸装置升级改造。

1 项目建设必要性

前端配套的铜冶炼系统产能提升25%左右，预计烟气会增加至140 000 m3/h左右，烟气φ(SO2)约为13.0%。经核算，按现有硫酸系统运行工况，转化器一段出口温度长期处于620 ℃以上，催化剂层间温度长期处于630 ℃以上，催化剂长期在耐热极限温度以上使用会使催化剂活性快速衰减，从而影响转化率及催化剂的使用寿命。为保护催化剂需转炉频繁摇炉降负荷维持生产，这样会给生产的连续性及提产带来较大影响。若能将一定量的烟气进行预转化处理，剩余的气体再与主系统烟气汇合进入现有转化系统（主转化器），可将进入主转化器的φ(SO2)降至9.5%～10.0%，接近现有的生产工况，既满足了转化的生产条件，又实现了提产需求。

熔炼提产后烟气φ(SO2)会升至13.0%左右，经核算，预转化系统还有富余热量，若增加余热锅炉回收余热可产出0.8 MPa、175 ℃低压饱和蒸汽约6 t/h，可用作现有固铵工序硫酸铵蒸发结晶热源或其他用途，降低能耗。

从滇中有色生产实际出发，建设预转化项目是很有必要的。

2 技术方案选择

为适应矿铜产能提升后的硫酸烟气SO2浓度上升的新工况，保证转化器的安全稳定运行，结合当前成熟工艺，技术改造工艺方案可考虑LUREC工艺、孟莫克预转化工艺、预转化预吸收工艺等。

2.1 芬兰OUTOTEC公司LUREC工艺

芬兰OUTOTEC公司LUREC工艺是将经转化器一段、二段、三段床层转化后部分烟气用高温风机送至转化器一段床层进行再循环，以降低进入转化器一段床层入口烟气SO2浓度，从而达到控制转化器一段床层烟气出口温度的目的。该工艺可适应进转化烟气φ(SO2)可达18%左右[2]。但该工艺需要配置1台高温风机，这对设备的稳定性能有更高的要求，风机设备投资较大。同时，该工艺用于降低转化器一段床层入口烟气的SO2浓度的烟气（三段床层转化后的部分烟气）含有较高浓度的SO3。这部分烟气与主烟气混合后将改变现有转化系统的烟气入口条件，这将导致现有转化器各层转化率和温度发生变化，从而引起整个转化系统催化剂装填方案和各换热器面积的调整，改造工作量较大，所需的工期较长，且涉及到高昂的专利使用费，对企业现有生产经营影响甚大。因此，综合分析该项目技术改造不适宜采用LUREC工艺。

2.2 孟莫克预转化工艺

孟莫克预转化工艺是预转化器+传统“3+1”4段转化器的二转二吸工艺，其实质是将一小部分高浓度的SO2烟气稀释到φ(SO2)12%左右进行预转化，再与未预转化的烟气混合降低进入主转化器一段的SO2浓度，从而达到控制一段出口温度的目的[3]。该工艺一般需要1台空气干燥塔和1台空气干燥风机。与LUREC工艺相似，因预转化后没有进行预吸收，预转化后的烟气含有较高的SO3浓度，这部分烟气与主烟气混合后将改变现有转化系统的烟气入口条件。这也将导致现有转化器各段转化率和温度发生变化，从而引起整个转化装置催化剂装填方案和各换热器面积的调整，改造工作量较大，所需的工期较长，且涉及到高昂的专利使用费，对企业现有生产经营影响较大。

此外，对该项目而言还存在因矿铜冶炼提产，硫酸系统总硫量增加，致使进入现有干吸工序一吸塔的SO3量有较大增加，从而引起一吸塔热负荷有较大增加。经工艺核算，现有干吸工序一吸塔循环系统的循环泵流量、酸冷却器换热面积、一吸塔分酸器、浓酸管道等规格均偏小，无法满足矿铜冶炼提产后的生产要求。若对这些设备进行技术改造，需要增加1台循环泵、1台酸冷却器、1套分酸器及对现有一吸塔系统浓酸管道进行重新更换，这同样面临改造工作量较大、现有场地有限实施难度大的问题。因此，综合分析该项目技术改造也不适宜采用孟莫克预转化工艺。

2.3 预转化预吸收工艺

预转化预吸收工艺是预转化器+传统“3+1”4段转化器的二转二吸工艺，其实质是将主转化风机出口部分烟气先进行预转化、预吸收，再与未预转化的烟气混合降低进入转化器一段的SO2浓度，从而达到控制一层出口温度的目的[4]。该工艺相对主转化器和干吸系统较为独立，对现有硫酸系统转化、干吸系统基本没有影响，无需对其进行改造，可在预转化、预吸收系统实施后再与主系统对接，不影响企业现有生产。同时，该工艺的实施能提高硫酸系统对冶炼烟气波动的适应性。在冶炼烟气SO2浓度低时，可让大部分烟气进入现有主转化系统，而当冶炼烟气SO2浓度高时从主烟气分出部分烟气进行预转化、预吸收系统。

经不同工艺方案对比分析，滇中有色硫酸系统的技术改造适合选择预转化预吸收工艺。

3 预转化器设计

3.1 预转化设计条件及原则

以硫酸系统 SO2风机出口烟气量 143 000 m3/h、φ(SO2)为13.06% 为前提进行预转化器的设计，烟气条件见表1。

表1 SO2风机出口烟气量及组分

以进主转化器一段进口烟气φ(SO2)维持在9.5%左右确定进入预转化器烟气量为设计原则。

3.2 预转化器段数选择

以滇中有色现有常用的国产钒催化剂为基础，预转化器选用一段或二段配置，其进入预转化器的气量分配、转化率对比见表2。

表2 不同层数预转化器气量分配和转化率对比

预转化预吸收系统设备选型对比见表3。

表3 预转化预吸收系统设备选型对比

若预转化器按一段配置，进入预转化预吸收系统的烟气量约为 85 800 m3/h，烟气φ(SO2)约为13%。为保证预转化器出口烟气温度小于600 ℃，预转化率只能维持在52.5%左右。此时，预转化率离对应烟气条件下的平衡转化率73%较远，处于远离平衡转化率的生产状态。气体在预转化器中容易发生流动偏析，引起预转化器圆周方向上较大的温度偏差，局部温度可能达到620 ℃，从而影响生产的稳定性和催化剂的使用寿命。另外，当烟气SO2浓度发生波动时，操作控制弹性空间较小。

若预转化器按二段配置，为保证预转化器一段温度不高于600 ℃，总转化率按75%综合考虑，进入预转化预吸收系统的烟气量约为58 000 m3/h，此时，预转化率离对应烟气条件下的平衡转化率73%较近，处于较为适宜的设计范围。预转化器中各点温度也较为均衡，有利于生产的长久稳定。另外，当烟气SO2浓度发生波动尤其是SO2浓度上升时，操作控制弹性空间较大。

预转化器二段配置与一段配置相比，因分配气量较小，增压风机流量、转化器直径、电炉尺寸、预吸收塔直径、循环泵流量等均相对较小，这些设备投资费用要少些；但换热器需多增加1台，费用增加。2种配置催化剂装填量及余热锅炉选型相当，经对比2种配置投资费用基本相当。

经过上述综合对比，最终选择按二段催化剂床层配置预转化器。

4 预转化预吸收工艺流程及特点

现有SO2主风机出口引出的一部分SO2烟气经增压风机加压后，依次通过2#预换热器和1#预换热器换热升温，与预转化器二段和一段催化剂层出来的热SO3烟气进行换热。冷烟气被加热到约415℃左右进入预转化器一段催化剂层，催化氧化后的转化气进入1#预换热器，换热降温后进入预转化器二段催化剂层，经催化氧化后的大部分SO2转化为SO3。二次转化气经2#预换热器换热冷却及余热锅炉降温至 180 ℃左右进入预吸收塔。在预吸收塔内用w(H2SO4)98%硫酸吸收SO3，预吸收塔出来的SO2气体再次回到SO2主风机出口管（Ⅲ换热器入口），与原烟气混合后进入主转化器一段继续反应。

预转化预吸收工艺流程见图1。

图1 预转化预吸收工艺流程示意

预转化预吸收工艺具有以下特点[5]：

1）预转化对转化率和设备要求不高，可选用常规的国产催化剂及常规的制酸设备。

2）操作弹性大，适应烟气流量和SO2浓度波动能力强。相当于硫酸系统多了一个生产负荷调节手段，在保证主转化器稳定的前提下，根据主转化器入口烟气量及SO2浓度的变化，进预转化器气量可以在总气量的0～42%、预转化率在0～95%灵活调整。

3）原有硫酸系统不需要做任何改造，只需单独增加预转化器、预吸收塔及相应配套设施，与主系统的搭接仅为主风机出口引出、主转化器入口引入2个接口，整个改造均在不影响主系统生产的情况下完成，停产搭接时间较短。

5 装置运行情况

滇中有色预转化预吸收系统投产后已稳定运行1年时间，状态良好，各项指标达到设计要求，预转化预吸收系统运行参数见表4。

表4 预转化预吸收系统运行参数

滇中有色预转化预吸收系统投产后产生良好的经济效益：

1）增加硫酸产量创效。增加预转化预吸收装置后，熔炼艾萨炉下料量可从原来约80 t/h提升到约100 t/h，下料量增加了20 t/h。以入炉w(S)22%、全年生产时间 330 d 计，全年可多产硫酸 106 500 t。当前状态下除去硫酸的完全成本，利润按0.02万元 /t计，全年可创效 106 500×0.02=2 130万元。

2）多产蒸汽创效。在当前负荷条件下，余热锅炉投用后蒸汽产量平均5 t/h，用作固铵工序硫酸铵蒸发结晶热源，同等条件下减少了艾萨炉余热锅炉对固铵工序供汽量，送余热发电站蒸汽量增加5 t/h。按照 1 t/h 蒸汽可发电 150 kWh/h 核算，每月余热发电站可多发电量为3 600×150=5.4×105kWh，扣除余热发电生产成本后电价0.35元/kWh，全年生产时间按11个月计，全年可创效207.9万元。

3）回收蒸汽冷凝水创效。余热发电1 t蒸汽可回收冷凝水0.9 m3，每月余热发电站可多回收冷凝水量为 3 600×0.9=3 240 m3。实际生产中软水生产成本为15元/m3，生产水价格为3.5元/m3，原来加热硫酸铵用一次蒸汽冷凝水当作生产水使用，现在余热发电站回收的蒸汽冷凝水作为软水使用。全年生产时间按11个月计，全年回收蒸汽冷凝水用作软水可节约费用40.98万元。

滇中有色预转化预吸收系统投产后每年可创效2 378.88万元，一年便可回收投资成本。后期随着前端熔炼生产负荷的提升，硫酸产量、蒸汽产量也随之提升，创效将更为显著。

6 结语

目前国内有色金属冶炼行业高浓度SO2转化技术已经相当成熟，滇中有色采用预转化预吸收+常规“3+1”二转二吸工艺解决了前端铜冶炼产能提升导致的后端硫酸系统不匹配问题。实际生产中预转化预吸收系统操作简单，对整个硫酸生产系统负荷的调节适应性较强。在硫酸装置现有条件下，熔炼提产能后烟气量增幅不大而SO2浓度增加较多的情况下，增加预转化预吸收系统是提升硫酸产能较为可行的改造方案。