转化系统换热器对制酸生产的影响及对策

李兆钧，刘建萍，吕克新，李兆宏，张均杰

（烟台国润铜业有限公司，山东烟台 264002）

烟台国润铜业有限公司（以下简称国润铜业）是一家生产阴极铜、硫酸、黄金和白银的铜冶炼生产企业，其中铜冶炼系统始建于1970年。2017年7月进行技术改造，铜冶炼系统采用富氧侧吹炉熔炼-多枪顶吹炉连续吹炼-反射炉精炼工艺，实现了热态三连炉连续炼铜生产工艺；制酸系统也进行相应改造，采用稀酸洗涤净化、二转二吸工艺，净化工序为单系列，干吸转化为双系列，硫酸系统设计能力达 370 kt/a。

1 转化系统工艺

净化后的烟气在电除雾器出口分为2股，一股送往现有制酸干吸、转化工序（一系统），另一股送往新建干吸、转化工序（二系统），原有系统硫酸尾气与新建系统硫酸尾气分别经过尾气脱硫系统后合并在一起由烟囱排放。转化工艺流程见图1～2。

一系统采用ⅣⅠ-ⅢⅡ、“3+1”二转二吸工艺。来自干燥塔的SO2烟气经SO2风机送入Ⅳ，Ⅰ换热器，与来自四段和一段的热SO3烟气进行气气换热，冷烟气经加热由1#电炉进入1#转化器一段，转化后气体经Ⅰ换热器管外换热进入转化器二段进行转化，二段转化后的气体进入Ⅱ换热器管内降温后再进入2#转化器三段，在三段转化后的气体进入Ⅲ换热管内降温后经1#热管锅炉再进一吸塔。一吸塔吸收SO3后的烟气经Ⅲ，Ⅱ换热器分别与转化器三段和二段出口的高温烟气换热，经2#电炉进入转化器四段进行二次转化，二次转化后的烟气经Ⅳ换热器换热后到2#锅炉，然后进入二吸塔。

二系统采用ⅢⅠ-ⅣⅡ、“3+1”二转二吸工艺。来自干燥塔的SO2烟气经SO2风机送至Ⅲ，Ⅰ换热器，与来自三段和一段的热SO3烟气进行气气换热，冷烟气经加热由1#电炉进入转化器一段，转化后气体经Ⅰ换热器换热进入转化器二段，转化后的烟气经Ⅱ换热器换热进入转化器三段，之后烟气在Ⅲ换热器管内降温，经余热锅炉进入一吸塔。一吸塔吸收SO3后的烟气经Ⅳ，Ⅱ换热器分别与转化器四段出口、二段出口的高温烟气换热，经2#电炉进入转化器四段进行二次转化，二次转化后的烟气经Ⅳ换热器换热进入二吸塔。

图1 一系统转化工艺流程

图2 二系统转化工艺流程

2 换热器问题对生产造成的影响

首先是换热器漏气。一系统尾吸用碱量较以往增多，转化三段温度比控制指标低约10 ℃，用于转化四段入口升温的2#电炉需常开5组（每组120 kW），造成电耗较高。一系统一吸塔进口烟气温度比控制指标高约20 ℃，热量后移，加大了酸冷却器的负荷。

其次是换热器面积与实际所需面积相差较大。二系统中二、三段温度超过设计温度，转化率低于设计值99.93%，热量后移，二系统中吸收塔入口温度高于设计温度，锅炉产汽量低于设计值。

3 原因分析及对策

3.1 换热器漏气

干吸系统的热量源于转化热量后移，尾吸所用碱量与转化率高低密切相关，由此可从转化系统入手加以分析。

3.1.1 压降

由定期的正压压降检测数据统计可看出，Ⅲ换热器壳程阻力异常，再综合之前的大修情况，推测问题根源是在Ⅲ换热器。

究其历史，2011年大修前换热器壳程阻力为1.1 kPa，后利用大修之际更换换热器，阻力达600 Pa，随后的几个月运行中阻力较为平稳。同年11月，换热器壳程阻力从900 Pa上升至1.7 kPa，2012年9月更换纤维除雾器才彻底解决阻力问题，2012年10月至2017年1月，阻力呈现波动增长趋势，为避免阻力再次上涨，在大修时进行清理，检修后阻力又恢复正常。

2017年1—5 月，阻力由1.1 kPa持续上升至1.6 kPa，SO2风机负荷较大。国润铜业利用大修机会清理酸泥，更换纤维除雾器，同年7—9月换热器阻力降至1.2 kPa，但阻力仍呈上升趋势，说明问题并未得到彻底解决。

3.1.2 工艺流程

Ⅱ换热器是转化三段入口的气气换热器，用以降低二段出口SO3烟气的温度，提高三段入口SO2烟气的温度，因此三段入口温度不达标与Ⅱ换热器密切相关。Ⅲ换热器是转化三段出口的气气换热器，用以降低三段出口SO3烟气的温度，提高四段入口SO2烟气的温度，换热器出口连接1#转化锅炉，烟气经锅炉到一吸塔，若Ⅲ换热器发生故障会影响到热量后移，如果四段入口温度不达标，可启动2#电炉保证自热平衡。

3.1.3 换热计算分析

一系统换热器核算见表1[1]。

表1 一系统换热器核算

2017年5 月大修堵漏后，Ⅲ换热器面积减少了20%，约440 m2，直接影响转化自热平衡，而Ⅱ换热器富裕量较高又直接影响转化器三段入口温度。

综合考虑老系统生产用地情况、设备投资、换热效果和节能降耗等因素，国润铜业对设备加以优化：

1）将Ⅲ换热器由原来的旋流网板光管更换为旋流网板急扩加速流缩放管式换热器，具有空间利用率高、占地面积小、设备投资低、节能降耗等优点[2]。

2）采用旋流网板支撑，旋流片迫使流体做强烈的兰维螺旋运动，增强流动湍流度，同时使流体冲刷壁面减薄边界层，在保持大孔隙率的基础上，充分利用流体自旋流，加强低阻、高效的传热优势[3]。

3）缩放管污垢值较光管低[4]，传热系数高，而急扩加速流缩放管改变了普通缩放管缩放段与急扩段占比，增强传热协同作用，进一步加强缩放管传热效果，使此次技术改造具备实用效果[5]。

4）将Ⅱ换热器短路两个气体通道，换热面积缩小到 1 928 m2。

3.2 换热器面积与实际所需面积相差大

二系统采用ⅢⅠ-ⅣⅡ换热流程，Ⅲ，Ⅰ换热器提高转化器一段温度，Ⅳ，Ⅱ换热器提高转化器四段温度。对工艺流程、换热面积和实际温度进行分析，发现Ⅲ换热器面积的富裕量直接影响二段进口温度及锅炉产汽量。

二系统换热器核算见表2。

表2 二系统换热器核算

最终实施的改造方案是在Ⅲ换热器烟气进口到Ⅲ换热器烟气出口之间增加1条DN1 000短路管线，手动阀门控制。

4 技改后运行情况

改造后，一系统的Ⅲ换热器壳程阻力约600 Pa，三段温度达到工艺指标，2#电炉不开，转化率超过99.9%，尾吸塔入口φ(SO2)低于0.015%，用碱量明显减少。此外，酸冷却器负荷显著降低，可操作范围扩大。Ⅱ换热器的改造对系统影响更为明显，三段温度达标，转化率得以提升。从长远看，Ⅲ换热器的改造使转化系统自热平衡、干吸热量及尾吸用碱量得到控制。

改造后的二系统转化工序短路阀开度控制在30%～50%，转化二段进口温度达到设计指标，转化率较之前有所提高，干吸多余热量从转化锅炉移出，汽量达到设计值3 t/h。

5 结语

制酸系统换热器一旦出现问题，应对整体系统进行理论及数据分析，转化系统自热平衡对干吸系统至关重要，技改时不能仅局限于其中一部分，应追溯根源再进行改造，最终使系统稳定运行。