程華花，謝 成，宋 瑩，遲棧洋，張曦文

（金川集團有限公司鎳冶煉廠，甘肅金昌 737100）

某公司冶煉煙氣制酸系統(tǒng)配套治理鎳富氧頂吹爐煙氣，設計處理煙氣量為2.81×105m3/h，φ(SO2)為9.01%，硫酸產(chǎn)量640 kt/a。該制酸系統(tǒng)采用濕法凈化洗滌工藝，酸性廢水主要含有鎳、銅、砷、鉛等有害物質(zhì)，排放量為25 m3/h，酸度(w)(以H2SO4計)約5%。酸性廢水直接排放至公司內(nèi)的污水處理站，治理成本高。廢水治理，各方法存在的優(yōu)缺點見表1。

目前，酸性廢水治理較為成熟的是中和沉淀法和硫化沉淀法。結(jié)合公司酸性廢水雜質(zhì)含量高、排放量大及硫酸質(zhì)量濃度約為5%的特點，選擇硫化沉淀法進行廢水處理。為了縮小酸性廢水處理設備設施的規(guī)模、節(jié)省投資，對制酸系統(tǒng)酸性廢水濃縮減排技術進行了研發(fā)。

1 酸性廢水治理方法比較及選擇

目前，國內(nèi)外主要采用中和沉淀法、硫化沉淀法、混凝共沉淀法、生物法和物理吸附法進行酸性

表1 冶煉煙氣制酸系統(tǒng)酸性廢水治理技術比較

2 酸性廢水濃縮減排技術的研究

2.1 二吸塔出口煙氣的主要成分

冶煉煙氣制酸系統(tǒng)二吸塔出口煙氣成分見表2。

表2 二吸塔出口煙氣成分

2.2 工藝原理

在冶煉煙氣制酸的生產(chǎn)過程中，蘊藏著非常豐富的熱能資源，其中二吸塔出口體積流量為2.1×105m3/h、約65 ℃不含水的絕干低溫位煙氣直接隨尾氣排空。該酸性廢水濃縮減排技術即是使用二吸塔出口的絕干低溫位煙氣絕熱蒸發(fā)酸性廢水中過多的水分，在熱煙氣帶走水分的同時，也降低了煙氣的溫度；攜帶了水分并經(jīng)過降溫的煙氣進入尾吸塔，沒有給尾吸塔增加額外的負擔，達到了以廢治廢的效果。

2.3 工藝流程

利用低溫位余熱煙氣絕熱蒸發(fā)酸性廢水的工藝流程見圖1。

圖1 酸性廢水濃縮試驗工藝流程

制酸系統(tǒng)二吸塔出口約65 ℃的尾氣分出一支進入酸性廢水濃縮裝置逆噴管，尾氣先與自下而上的酸性廢水逆流接觸被洗滌降溫，后與濃縮塔內(nèi)自上而下的酸性廢水再次逆流接觸，被進一步洗滌降溫后進入尾吸塔。噴淋用循環(huán)稀酸來源于制酸系統(tǒng)凈化工序懸浮過濾器的上清液，上清液一次性打入酸性廢水儲罐，通過平衡管定期給酸性廢水濃縮塔補充液位。

二吸塔至尾吸塔的煙道直徑為DN 2 600 mm，濃縮塔出口煙道直徑為DN 350 mm，進入濃縮裝置的煙氣量約4 271 m3/h、溫度約65 ℃，凈化循環(huán)稀酸溫度約50 ℃。

2.4 工業(yè)化試驗

2.4.1 試驗過程

第一階段，打開濃縮塔逆噴管噴頭和塔體噴淋噴頭對酸性廢水進行絕熱蒸發(fā)濃縮；第二階段，關閉逆噴管噴頭，僅打開塔體噴淋噴頭對酸性廢水進行絕熱蒸發(fā)濃縮。

將制酸系統(tǒng)凈化工序過濾得到的酸性廢水輸送至酸性廢水儲罐，再通過酸性廢水儲罐自壓進入酸性廢水濃縮塔。試驗開始時，酸性廢水濃縮塔液位為1.82 m。試驗中，由于酸性廢水中水分被煙氣絕熱蒸發(fā)帶走，濃縮塔液位逐漸下降。當液位下降至1 m 左右時，原液不排，打開酸性廢水儲槽與濃縮塔間平衡管上的閥門。濃縮塔液位上升至2 m 時，繼續(xù)進行循環(huán)濃縮。如此反復。

試驗期間，制酸系統(tǒng)凈化工序往酸性廢水儲罐共注液4 次，酸性廢水儲罐向濃縮塔注液37 次，約96 m3。濃縮塔內(nèi)循環(huán)液的溫度在注液時上漲，停止注液后逐步下降。

2.4.2 結(jié)果與討論

2.4.2.1 溫度

第一階段，逆噴管閥門打開時，凈化稀酸溫度50.8 ℃，絕熱蒸發(fā)后液溫度29.4 ℃，溫度降低21.4 ℃；第二階段，逆噴管閥門關閉時，凈化稀酸溫度52.0 ℃，絕熱蒸發(fā)后液溫度32.7 ℃，溫度降低19.3 ℃。由此說明：①凈化酸性廢水與硫酸尾氣逆流接觸的絕熱蒸發(fā)過程中，濃縮塔循環(huán)稀酸溫度下降幅度較大，起到了絕干煙氣絕熱蒸發(fā)酸性廢水降低循環(huán)稀酸溫度的目的；②逆噴管開啟前后，濃縮塔降溫效果差別不大。

2.4.2.2 濃縮塔液位

考慮設備設施運行的經(jīng)濟性，后續(xù)試驗關閉了逆噴管噴淋裝置。為跟蹤絕熱蒸發(fā)水量，對濃縮塔液位進行統(tǒng)計分析，濃縮塔液位下降速度為0.015 m/h，蒸發(fā)減少水量為0.047 m3/h。采用絕干煙氣絕熱蒸發(fā)可帶走循環(huán)稀酸中的水分，起到濃縮酸性廢水的目的。

2.4.2.3 濃縮酸性廢水的酸度、氟和氯含量

在酸性廢水濃縮的過程中，酸性廢水的酸度、氟和氯含量變化趨勢見圖2。

由圖2 可見：①酸度逐漸升高，在制酸系統(tǒng)現(xiàn)有煙氣條件下酸度最高可濃縮至27%，但耗費時間較長；②隨著酸性廢水濃縮試驗的進行，酸性廢水中氟離子濃度先緩慢上升，后逐漸下降并穩(wěn)定在0.5～2 g/L，后期并未隨硫酸濃度的升高而上升，ρ(F-)基本維持在0.6～1.6 g/L；③酸性廢水中氯離子濃度呈震蕩逐漸上升的趨勢，最終穩(wěn)定在18～28 g/L 范圍內(nèi)波動。由此可以推斷：酸性廢水濃縮至w(H2SO4)約8%后，大量氟離子被尾氣帶走；濃縮至w(H2SO4)約20%后，氯離子含量并未隨著硫酸濃度的增加同步上升，隨著酸性廢水濃縮的進行大量氯離子被尾氣帶走。

圖2 濃縮酸性廢水的酸度、氟和氯含量變化趨勢

2.4.2.4 濃縮塔進出口SO2含量、尾吸塔耗堿量

檢測濃縮塔前和塔后尾氣中SO2含量，數(shù)據(jù)見表3。

表3 濃縮塔前和塔后尾氣中SO2含量

由表3 可見：二吸塔出口尾氣經(jīng)過濃縮塔凈化稀酸洗滌后，進入尾吸塔的氣體中SO2含量不會增加。

尾吸塔的耗堿量原為5.7 t/d，二吸塔出口的尾氣經(jīng)過濃縮塔對酸性廢水進行絕熱蒸發(fā)濃縮后，尾吸耗堿量相應減少至4.9 t/d，這說明尾氣經(jīng)過濃縮塔有利于降低尾吸耗堿量。

3 酸性廢水絕熱蒸發(fā)濃縮減排技術的應用

3.1 工藝設備

根據(jù)試驗情況，研發(fā)復合式濃縮塔，整體采用玻璃鋼材質(zhì)，內(nèi)部由上至下依次包括捕沫器、噴淋裝置、上層柵板、噴淋裝置、下層柵板、多孔截流布氣罩等結(jié)構(gòu)。酸性廢水絕熱蒸發(fā)濃縮工藝流程見圖3。

來自制酸系統(tǒng)二吸塔出口的干燥煙氣，與來自洗滌塔的酸性廢水在濃縮塔內(nèi)氣液接觸。其中，酸性廢水被循環(huán)泵加壓后送至濃縮塔頂，在塔體填料層上部多層噴淋而下；來自二吸塔低溫位的干燥煙氣自塔體填料層下部送入。在絕熱環(huán)境下，低溫位干燥煙氣和多層噴淋而下的酸性廢水逆向接觸，同時利用填料層增加接觸面積、加強傳質(zhì)效果。逆流接觸后的干燥煙氣被絕熱增濕，將酸性廢水中的水分以氣態(tài)形式帶走，從而實現(xiàn)了酸性廢水的濃縮減量。增濕后的煙氣進入尾吸塔處理，濃縮后的酸性廢水在達到一定濃度后被循環(huán)泵送至酸性廢水硫化工序。

圖3 酸性廢水絕熱蒸發(fā)濃縮工藝流程

3.2 應用效果

低溫位煙氣絕熱蒸發(fā)酸性廢水技術應用于制酸系統(tǒng)后，對絕熱蒸發(fā)裝置內(nèi)酸性廢水濃縮的效果進行了檢測。濃縮前酸性廢水總量約為480 m3/d，濃縮后酸性廢水總量為348 m3/d，絕熱蒸發(fā)量約5.5 m3/h，酸性廢水排放量減少了27.5%，同時酸性廢水的濃度及各類雜質(zhì)含量也得到了進一步濃縮，可縮小后續(xù)酸性廢水處理裝置的建設規(guī)模，減少硫化除鎳、銅、砷、鉛等重金屬、壓濾除硫化渣及三效蒸發(fā)濃縮和氟氯吹脫等工序的投資費用和運行費用，提高三效蒸發(fā)和氟氯吹脫工序的運行效率。經(jīng)絕熱蒸發(fā)裝置濃縮后的酸性廢水主要成分見表4。

由表4 可見：酸性廢水經(jīng)二吸塔出口尾氣絕熱蒸發(fā)后，酸水中的鎳、銅、砷、鉛等金屬元素均得到富集，硫酸酸度升高，酸水含氟量略有下降、含氯量略有升高。

表4 濃縮前和濃縮后酸性廢水的主要成分

4 結(jié)語

通過長期試驗和技術創(chuàng)新，該公司在利用冶煉系統(tǒng)低溫位干燥煙氣特性的基礎上，摸索出一套利用絕熱蒸發(fā)濃縮酸性廢水的工藝技術，實現(xiàn)了工業(yè)化應用，并推廣至該公司內(nèi)部其他制酸系統(tǒng)，實現(xiàn)了酸性廢水的濃縮減排，縮小了后續(xù)酸性廢水處理裝置的規(guī)模，節(jié)省了建設投資和運行費用，對同行業(yè)具有借鑒意義，值得推廣。