有机胺脱硫工艺中脱盐系统的优化

匡顺根

（江西铜业集团公司贵溪冶炼厂，江西 贵溪 335424）

有机胺脱硫工艺主要用于吸收环集烟气中的SO2，以实现烟气中SO2达标排放。有机胺液的品质决定了吸收烟气中SO2的能力，通过对有机胺液脱盐系统的运行实践，找出问题，进行优化，实现了有机胺液脱盐系统的平稳运行，保证了有机胺脱硫工艺中有机胺液的品质，确保环保达标排放。

1 概 述

江西铜业集团公司贵溪冶炼厂熔炼车间工序中产生SO2浓度约为1 000 mg/m3的环集烟气，排放物中SO2污染物是国家环境保护的重点监管指标之一，2010年国家颁布了《GB25467-2010铜、镍、钴工业污染物排放标准》［1］，SO2排放浓度限值为400 mg/m3，对SO2排放浓度的要求越来越严。目前该厂熔炼车间2套环集烟气脱硫装置均采用了有机胺脱硫技术。有机胺脱硫技术是一种新型的再生型SO2分离技术，相比于前期使用的活性焦脱硫工序，该技术具有脱硫效率高、吸收剂可以再生、不产生二次污染等优点。有机胺脱硫工艺流程如图1所示。

有机胺脱硫工艺脱硫机理如下：

SO2+H2O H++HSO-3（1）H++R RH+（2）总反应式：R+SO2+H2O RH++HSO-3（3）

上式中R代表有机胺脱硫剂，（3）式是可逆反应，低温下反应（3）从左向右进行，高温下反应（3）从右向左进行。循环吸收法正是利用此原理，在低温下吸收二氧化硫，高温下将吸收剂中的二氧化硫再生出来，从而达到脱除和回收烟气中SO2的目的［2］。

该工艺中有机胺净化工序设置胺液过滤器、活性炭吸附器、阴离子树脂交换柱和冷冻结晶，脱除有机胺循环液中的各类杂质，见表1。

表1 胺液净化系统除杂对应表

该厂二系统有机胺脱硫工艺自投入使用以来，初期使用冷冻结晶系统脱除阴离子，冷冻结晶系统电力设备多，维护成本大，电耗高，每个周期需工艺人员至现场启停设备，更换料袋以容纳钠盐（每周期4袋钠盐，每天约1.5个周期），并配合叉车运输钠盐，钠盐只能在室内堆放，占据空间大。阴离子树脂交换柱脱盐系统设备少、维护成本少、电耗低，自动运行，无需人员现场启停设备，节约了人力电耗。

阴离子树脂交换柱脱盐系统运行步骤如下：

1.贫液脱盐（下进上出）：阴离子交换器以25～40 m3/h流速进有机胺液，流出液进贫液槽，pH＜贫液pH+0.1、进液时间到、贫液槽液位≤900 mm三个条件任一满足时，停止进有机胺液，排空系统内有机胺液（耗时1.3 h）。

图1 有机胺脱硫工艺流程示意图

2.脱盐循环洗（上进下出）：用回收槽内的回收液以30 m3/h流速清洗树脂，初步回收有机胺液，初期流出液进贫液槽，后期流出液进回收槽，结束清洗后，排空阴离子交换器内液体。

3.脱盐纯水洗（上进下出）：用纯水循环槽内的纯水以30 m3/h流速清洗树脂，进一步回收有机胺液，流出液进贫液槽，结束清洗后，排空阴离子交换器内液体。

4.稀碱洗（下进上出）：用2%～4%NaOH，以10 m3/h的流速再生阴离子树脂，流出液送至废水处理系统，浸泡一段时间后，排净系统内液体（耗时1 h）。

5.稀碱配置（浓碱与纯水进入稀碱槽）：用32%NaOH与纯水按照一定比例配比成2%～4%NaOH，为下一步稀碱洗做准备。

6.纯水洗（正洗上进下出，反洗下进上出）：用纯水循环槽内的纯水以30 m3/h流速清洗树脂，清洗树脂内的NaOH，减少交换器内NaOH的残留，流出液送至废水处理系统，当流出液pH＜8.0或者达到设定次数，停止进纯水，排尽系统内液体（3～5次，耗时3～5 h）。

7.系统复位，做好投入下一周期运行的准备。

2 有机胺液脱盐系统现状分析

阴离子树脂交换柱脱盐系统运行初期，由于脱盐能力不足，导致SO2-4浓度长期处于高位，影响有机胺液吸收SO2效果，导致外排烟气SO2浓度较高，不利于环保控制。造成阴离子树脂交换柱脱盐系统脱盐能力不足的原因如下：

1.浓碱槽液位高时浓碱自流进入稀碱槽。有机胺脱硫时，浓碱用于树脂再生以及冷冻结晶工序，浓碱由碱罐车运输，通过浓碱泵打入浓碱槽，现场液位计最高液位显示为2 500 mm，出液管最高液位为2 850 mm，碱罐车不好跟踪液位，每次加浓碱超过2 850 mm液位时浓碱将自流进入稀碱槽，导致稀碱浓度过高，降低树脂使用寿命，增加了纯水洗时间。

2.阴离子交换器树脂泄漏量大。阴离子树脂交换柱脱盐程序运行时，大量的树脂从阴离子交换器泄漏至过滤器，堵塞过滤器，造成过滤器排液不畅发生泄漏，导致阴离子树脂交换柱脱盐程序无法正常运行。同时，阴离子交换器内大量树脂泄漏出去，脱盐效果不佳，有机胺液中浓度无法降低，胺液吸收SO2效果变差，最终导致尾排上升。

3.排液不畅。阴离子树脂交换柱脱盐系统每个步骤都涉及到排液，排液量的大小决定了脱盐程序的日平均运行次数，最终影响了脱盐效率。阴离子树脂交换柱脱盐程序中排液管道设置两台过滤器，运行中发现排液过滤器过滤孔隙过小，出液困难。

3 改进措施

1.加高浓碱槽入稀碱槽管道高度。设计初期，浓碱槽入稀碱槽水平进液管道高度低于浓碱槽高度，一旦浓碱槽液位高于2 850 mm时，浓碱将自流进入稀碱槽，浓碱浪费，同时稀碱浓度过高，破环树脂属性，降低树脂使用寿命，影响脱盐效率。将浓碱槽入稀碱槽水平管道增加高度，高于浓碱槽高度，防止浓碱自流入稀碱槽。

2.更换阴离子交换器下部滤水帽。阴离子交换器下部滤水帽，原使用的是较为柔软的塑料滤水帽，过滤间隙过大，受介质、温度等影响，容易发生变型老化，改为过滤间隙远低于树脂最小直径的316L材质不锈钢滤水帽，防止树脂流失。

3.更换阴离子交换器上部出液管。检修过程中发现阴离子交换器上部出液管中最大的一条管缝超过0.75 mm，远大于树脂颗粒最小直径0.325 mm，造成树脂泄漏的。更换为过滤孔径低于最小树脂直径的自制出液管，杜绝阴离子交换器内树脂泄漏。

4.过滤器管径改大。将阴离子交换器排液管道上过滤器管径由DN40改为DN80，增大排液面积，节约排液时间，增加脱盐频次，提高脱盐效率。

5.调整脱盐程序。纯水洗步骤是脱盐工序中耗时最长的，当脱盐废水pH≤8且电导率≤20μs/cm时，步骤结束。实际运行中设置的5次循环后脱盐废水pH值在11左右，针对该问题进行分析，决定从碱液用量及纯水洗效果两方面进行改进：（1）增加正洗、反洗的风干时间，确保风干后阴离子交换器内液体排尽，循环次数由5次改为3次，纯水洗效果更佳；（2）减少稀碱洗过程中的稀碱用量，防止稀碱使用过量导致终点判定延后。改进后，纯水洗步骤耗时明显减少，增加了脱盐程序日均运行频次。

4 改进效果

改进后，各项运行参数的前后对比见表2。

表2 改造前后各参数对比表

从近一年的使用来看，脱盐贫液循环量由11 m3/h提高到了35 m3/h，很明显提高了阴离子树脂交换柱的处理能力，同时，有机胺液中SO24-浓度由110 g/L降到了70 g/L，提高了脱盐实效，进而提高了有机胺液对SO2的吸收效率，脱硫尾排浓度由200 m3/h降低到了80 m3/h，提高了脱硫效率；通过将浓碱罐入稀碱罐水平管道的加高，有效遏制了浓碱的浪费，降低了运行成本；通过加大过滤器管径，增加了排液面积，缩短了排液时间，进而降低了脱盐周期，提高了阴离子树脂交换柱脱盐程序的日均运行次数，脱盐效率得到了提高；NaOH溶液合理使用，避免了浪费，减少了冲洗过量NaOH的纯水用量，纯水洗次数的合理调整减少了废水排放。优化后的工序起到了降本增效减排的作用。

通过改进，一天可节约浓碱用量0.4 t，一年节约用量约为146 t，一吨浓碱价格约为2 400元，一年节约费用约为35.04万元，具有可观的经济效益。

5 结 语

通过对阴离子树脂交换柱脱盐系统的改造及脱盐程序的优化，提高了脱盐系统的处理能力，提高了脱盐频次，有效脱除了胺液中SO2-4等阴离子，确保了有机胺液对SO2的吸收效果，进而提高了脱硫效率，保证了尾排达标排放，防止了大气污染。

目前该厂熔炼车间的两套有机胺脱硫装置运行平稳，可实现环集烟气SO2低浓度排放（SO2浓度小时平均值小于100 mg/m3），同时再生出来的高浓度SO2返回制酸系统，在节能减排的同时，也实现了经济的可持续发展，为企业创造了环境效益和经济效益［3］。