TWI880992B - 一種改進的氨法脫硫控制吸收過程氣溶膠產生的方法 - Google Patents

Abstract

氨法脫硫控制吸收過程氣溶膠產生。可以控制吸收反應溫度和製程氣氧含量、水含量，並可以使用含有亞硫酸銨的吸收迴圈液脫除煙氣中的二氧化硫，以控制氨法脫硫吸收過程中產生氣溶膠。

Description

一種改進的氨法脫硫控制吸收過程氣溶膠產生的方法

本申請要求於2019年12月26日提交的中國專利申請第201911361251.1號以及2020年7月22日提交的美國申請No.16/935,536的優先權，其全部內容以其整體藉由引用併入本文。

本揭露屬於環保技術領域，具體涉及一種氨法脫硫控制吸收過程中氣溶膠產生的方法。

世界各國都不同程度排放二氧化硫，中國二氧化硫排放量巨大，對環境和社會造成了巨大影響，2014年二氧化硫排放總量1974萬噸，2015年二氧化硫排放總量1859.1萬噸，2016年二氧化硫排放總量1102.9萬噸，2017年二氧化硫排放總量875.4萬噸，造成了巨大經濟損失，嚴重影響中國生態環境和人民健康。

目前比較成熟的脫硫技術達上百種，其中濕法脫硫製程應用最廣，占世界脫硫總裝機容量的85%左右。常見的濕法煙氣脫硫技術有石灰石-石膏法、雙鹼法、碳酸鈉法、氨法、氧化鎂法等。氨法脫硫是採用氨作為吸收劑的一種濕法脫硫製程，該法可利用SO₂生產硫酸銨化肥，是一種低耗能、高附加價值、實現資源迴圈利用的綠色煙氣治理方案。而化工行業在生產過程中 有大量廢氨水產生，因此化工、石化行業鍋爐煙氣、硫回收尾氣等採用氨法脫硫有其獨特的優勢。

氨法脫硫過程主要分吸收、氧化、濃縮(結晶)三個過程，首先用亞硫酸銨吸收二氧化硫得到亞硫酸銨與亞硫酸氫銨混合溶液，加氨中和後又得到亞硫酸銨：(NH₄)₂SO₃+H₂O+SO₂=2NH₄HSO₃

(NH₄)_XH(2-x)SO₃+(2-x)NH₃=(NH₄)₂SO₃

對溶液通入氧化空氣將亞硫酸銨氧化，得到硫酸銨：(NH₄)₂SO₃+1/2O₂=(NH₄)₂SO₄

硫酸銨溶液經濃縮、結晶、固液分離、乾燥即得最終產品硫酸銨。

吸收、氧化、濃縮三個過程看似簡單，實際上相互影響，通常，為保證吸收效率，吸收液亞硫酸銨及游離氨含量高而硫酸銨含量低，雖然利於吸收，但不利於氧化及濃縮，吸收液的相關pH值~7，由此導致吸收過程中氨逃逸、氣溶膠嚴重。

為確保吸收效率，長期以來藉由製程水冷卻、設置再熱器、稀硫酸銨溶液降溫等措施控制吸收溫度通常在30~40℃，雖然有利於吸收和氣溶膠控制，卻不利於氧化、濃縮，一般用於亞硫酸(氫)銨的生產，較低溫度下，高濃度的亞硫酸銨不能快速氧化成硫酸銨，且煙氣可帶走的水量少，對於硫回收尾氣、鍋爐煙氣，帶走的水量甚至小於帶入的水量，系統水不平衡，需配套蒸發結晶製程，吸收液在較低濃度下氧化後藉由蒸發結晶製程獲得產物，其蒸汽用量大，耗能大且流程長，裝置需要量大、占地大，運行費用高，裝置的經濟性較差。

對於水含量超過25%的煙氣，藉由摻混製程空氣、氮氣、汙氮氣、二氧化碳氣降低混合氣的水含量，降低吸收溫度，確保水平衡，不產生廢水，但使用製程空氣摻混時，混合後的製程氣氧含量有時候會超過15%，甚至接近20%，製程氣與吸收迴圈液逆流接觸時，製程氣中的氧氣將吸收迴圈液中的亞硫酸銨完全氧化為硫酸銨，降低了吸收液的脫硫能力，為保證脫硫效率，藉由添加過量的氨提高吸收液pH，而無法有效控制氨逃逸、氣溶膠，因此，研究最佳製程條件組合，在此基礎上改進氨法脫硫吸收過程中控制氣溶膠產生的方法，實現氨法脫硫裝置吸收、氧化、濃縮的有機結合，具有重要意義。

煙氣氨法脫硫製程存在以下技術難題：

1、氨逃逸及氣溶膠

與基於石灰石為原料的石灰石-石膏法不同，由於氨易於揮發，吸收液存在游離氨時，在氣相中同時存在氨、SO₂和SO₃，因此，容易形成亞硫酸銨和硫銨霧，並以此霧為核心，煙氣中的飽和水蒸汽凝結在這些霧上，形成濃密的白霧，一方面造成氨損失，另一方面造成二次污染。這也是氨法過去長期未能很好解決的第一關鍵技術難題。

截至目前氨法脫硫裝置技術商良莠不齊，主要原因是研究重點不同，部分技術商重點在於如何控制吸收過程中氣溶膠的產生，另一部分技術商重點在於如何捕集吸收過程中產生的氣溶膠，而不是從源頭上抑制或減少吸收過程中氣溶膠的產生，導致系統投資大、運行成本高、操作不穩定。

2、亞硫酸銨氧化

亞硫酸銨氧化和其他亞硫酸鹽相比不同，一定濃度下，NH₄ ⁺對氧化過程有阻尼作用。文獻(Chemical Engineering Science，2000，以其整體藉由引 用併入本文)闡述了這一獨特性質，NH₄ ⁺顯著阻礙O₂在水溶液中的溶解。當鹽濃度小於0.5mol/L(約5%(wt))時，亞硫酸銨氧化速率隨其濃度增加而增加，而當超過這個極限值時，氧化速率隨濃度增加而降低。但是當總銨鹽濃度3-4mol/L，而亞硫酸銨濃度小於0.05mol/L時，即溶液氧化率超過99%時，氧化反應為0級快速反應，即氧化速率與亞硫酸銨含量無關，此時吸收液中亞硫酸銨濃度很低，只能依靠多加氨保證脫硫效率，無法保證出口煙氣中氨逃逸、總塵合格。

亞硫酸銨氧化反應在吸收過程中也會發生，當煙氣中O₂含量低於8%時，反應速度慢，但在不斷迴圈的條件下，氧化率也可以達到40-80%，當煙氣中氧含量進一步上升到16%以上時，吸收液中的亞硫酸銨有可能被氧氣全部氧化，可直接送後處理系統加工，對氨逃逸、氣溶膠控制產生不利影響，為將吸收液中未氧化的亞硫酸銨氧化為硫酸銨，通常使用氧化槽/氧化段/噴射氧化器，在過量、加壓氧化空氣條件下，將亞硫酸銨充分氧化，部分技術商選擇往吸收液加入催化劑促進氧化，但這樣會影響產品品質。

這也是相較於鈣法的第二個技術困難。

3、尾氣夾帶氨的回收

與其他鹼性物質不同的是，氨易揮發。傳統的逆流接觸式吸收塔，不論是噴淋塔、填料塔還是板式塔，為保證脫硫效率及最終排放指標，在位於吸收區頂部的接觸點，溶液的pH值最高，氣體相中SO₂濃度最低，氨在氣相中的濃度將最高。這意味著氨隨尾氣溢出脫硫塔的量將很大。這既會造成氨的浪費損失，又會造成新的污染。

上述的難題是導致氨法長期未能良好開發的一重要原因，針對氣溶膠及氨逃逸問題，國內外知名研究機構及工程技術公司均提出多種方案予以 控制或消除，如濕電、多級水洗、多級除霧或其組合等，但這些方法不是從吸收過程中氣溶膠、氨逃逸產生的源頭出發加以解決，僅關注吸收過程中逃逸的氨及產生的氣溶膠如何消除，使得塔的段數越來越多、系統更加複雜，不僅處理效果不好，而且投資運行成本大幅增加。

氨法脫硫裝置的吸收、氧化、濃縮相互影響，吸收受益於高溶液pH值和高含量亞硫酸銨，氧化受益於較低濃度的總銨鹽和低含量的亞硫酸銨，濃縮受益於高含量的硫酸銨，控制氨逃逸、氣溶膠受益於低pH值和不含游離氨，由於不同過程中溶液的成分的不同影響，非常需要更合理的控制吸收過程氣溶膠產生的技術，實現吸收、氧化、濃縮協同控制，在滿足排放標準的同時降低成本，簡化製程，並降低操作的難度。

申請號CN02136906.2的中國發明專利提出一種煙氣中SO₂的脫出和回收方法及裝置，控制亞硫酸銨的濃度在0.1-5%(wt)之間，最好在0.5-2.0%之間，以創造最有利於氧化的條件，降低氧化的耗能和投資，確保高的脫硫效率，吸收液氨/硫比=1.3-1.8(摩爾比)，吸收氣/液比為2,000-5,000(體積比)，利用熱煙氣熱量濃縮硫酸銨溶液，熱煙氣溫度降低到50-55℃，硫酸銨濃度可增加到40-50%(wt)，送往硫銨結晶器，加工成商品硫銨化肥。氧化段設有縱分隔板，使未氧化的亞硫酸銨溶液與氧化的硫銨溶液儘量分開，不發生返混。該法存在1)吸收液濃度低，僅適用於低含硫煙氣。2)未關注吸收過程中的氨逃逸及氣溶膠產生的控制，需要設置再熱器消除白煙。3)結晶受乾燥風量及粉塵含量影響，結晶量少且不穩定等特點。

申請號CN201510680578.0的中國發明專利提出了一種氨法雙迴圈脫硫脫硝除塵系統，包括洗滌吸收塔(1)和氧化迴圈槽(9)；該洗滌吸收塔(1)依 次由高效除水霧段(2)、強化除氨霧段(3)、吸收液除霧段(4)、二級吸收段(5)、一級吸收段(6)、洗滌降溫段(7)組成；在煙氣進入該一級吸收段(6)時，採用密度為1.1~1.15kg/L、pH值為6.5~7的含有硝酸銨的硫酸銨溶液作為吸收液來主要脫除SO₂；在煙氣進入該二級吸收段(5)時，採用密度為1.05~1.1kg/L、pH值為5.5~6的含有硝酸銨的硫酸銨溶液作為吸收液來輔助脫除SO₂。該製程流程複雜，吸收過程中氨過量，導致氣溶膠、氨逃逸嚴重，藉由水洗除霧難以保證最終排放指標。

申請號CN201611014433.8的中國發明專利提出一種降低氨法脫硫氣溶膠產生的方法，具體步驟為1)將氨水打入到氨吸塔內，啟動一級吸收迴圈泵進行噴淋洗滌，脫硫煙氣中的大部分SO₂；2)將氨水打入到氨吸塔內，進行噴淋洗滌，噴淋液與SO₂煙氣進一步反應，脫除煙氣中的污染物；3)經過二級吸收後的煙氣藉由水洗噴淋裝置，將煙氣中夾帶的氣溶膠等雜質進行洗滌；4)最後藉由水洗後的煙氣藉由除沫器將煙氣在洗滌、噴淋過程中所夾帶的液沫、殘留氣溶膠等雜質淨化，潔淨後的尾氣達標排放。步驟1)中，嚴格控制吸收液pH值在5.5~6.5，密度1.15~1.25g/ml。在步驟2)中，嚴格控制吸收液pH值在5.0~6.0，密度1.0~1.20g/ml。該製程未明確溶液組成及吸收溫度，仍不能從源頭完全控制氨逃逸、氣溶膠的產生，且簡單水洗、除霧後的煙氣仍難以滿足中國超低排放標準要求或更高要求。

申請號CN201611207184.4的中國發明專利提出一種在氨法脫硫製程中節水和控制氣溶膠現象的製程，鍋爐煙氣進入脫硫塔內，噴淋液與含進入脫硫塔內含SO₂的煙氣進行噴淋，噴淋液採用濃度為5-35%的硫酸銨/亞硫酸銨溶液，再藉由填料層與填料層上的冷卻水接觸再與水洗噴淋層接觸，填料層 底部的冷卻水落入水洗積液盤上回流至涼水塔，再進入水洗池藉由水洗水輸送泵打到水洗噴淋層進行迴圈利用；系統的流程簡單、冷卻效果好、運行成本低，噴淋冷卻水吸收鍋爐煙氣中的(NH4)₂SO₄顆粒、SO₂、NH₃物質，鍋爐煙氣中的飽和水蒸汽以(NH₄)₂SO₄顆粒為核結露形成水滴，捕集鍋爐煙氣中的(NH₄)₂SO₄顆粒，抑制氣溶膠的形成，使氨法脫硫製程排放鍋爐煙氣中的顆粒物濃度低於30mg/Nm³。該製程未明確溶液組成、pH值及吸收溫度，仍不能從源頭完全控制氨逃逸、氣溶膠的產生，且低溫水洗的耗能高，淨煙氣中顆粒物濃度低於30mg/Nm³，不滿足最新排放標準。

申請號CN201310340885.5的中國發明專利提出一種控制氨法脫硫氣溶膠排放的方法及其專用吸收塔，將經霧化水噴淋降溫冷卻至100~120℃的煙氣通入脫硫吸收塔的脫硫區，在脫硫區中自下而上的煙氣與自上而下噴出的脫硫液逆流接觸以吸收煙氣中的SO₂，脫硫區內設置填料或篩板；煙氣經脫硫後進入填料洗滌區，注入洗滌水脫除氨法脫硫中產生的粗細微性氣溶膠；煙氣經脫硫和脫除粗細微性氣溶膠後進入水汽相變區，從水汽相變區中部注入蒸汽，建立水汽相變所需的過飽和水汽環境，使未脫除的細細微性氣溶膠微粒發生凝結長大並由水汽相變區煙氣出口處的絲網除霧器脫除；淨化煙氣由脫硫吸收塔頂部的煙氣出口經煙囪排放。煙氣空塔氣速為2.0~3.0m/s，操作液氣比為2~8L/Nm³；所述的脫硫液pH值為5.2~6.0，脫硫液溫度為45~55℃；所述的脫硫液中的脫硫劑為硫酸銨或亞硫酸銨，濃度為10%wt至過飽和，填料洗滌區的洗滌水噴淋液氣比為0.6~3.0L/Nm³，經填料層洗滌後煙氣溫度降至50~55℃，實施例中吸收塔出口PM₁₀品質濃度最低45mg/Nm³，最低SO₂濃度 135mg/Nm³。該製程仍不能從源頭適當控制氨逃逸、氣溶膠的產生，淨煙氣中顆粒物、SO₂不滿足最新排放標準，且蒸汽相變的耗能高。

申請號CN201710800599.0的中國發明專利提出一種氨法脫硫控制吸收過程氣溶膠產生的方法，用含有亞硫酸銨的吸收迴圈液脫除煙氣中的二氧化硫，以控制氨法脫硫吸收過程中產生氣溶膠。藉由分級溶液成分控制和反應條件控制，實現高效脫硫除塵，在高效脫硫的同時控制吸收過程氨逃逸、氣溶膠的產生，初步降溫淨化後的煙氣依次與吸收迴圈液、細微顆粒物洗滌迴圈液接觸，控制各級溶液成分及反應溫度，實現吸收、氧化、濃縮的協同控制。該製程未明確控制煙氣氧含量以及吸收溫度的控制方法、吸收廢水的處理，仍需進一步開發，明確製程控制指標及控制方法，為從源頭控制氨法脫硫吸收過程中產生氣溶膠提供支撐。

傳統方法未完全掌握氨法脫硫技術關鍵，未實現從源頭控制氣溶膠產生，未實現吸收、氧化、濃縮的協同控制，針對氨逃逸、氣溶膠這一重大技術難題，不從產生的源頭出發加以解決，僅關注吸收過程中逃逸的氨及產生的氣溶膠如何消除，使得塔的段數越來越多、系統更加複雜，不僅處理效果不好，而且投資運行成本大幅增加。

因此，期望提供從源頭上控制氨逃逸和氣溶膠產生的裝置和方法。

1:吸收塔

2:氧化裝置

3:細微顆粒物洗滌迴圈槽

4:預洗區

5:吸收區

6:細微顆粒物控制區

7:吸收迴圈液

8:淨煙氣出口

9:製程氣

10:預洗噴淋層

11:吸收噴淋層

12:細微顆粒噴淋層a

13:細微顆粒噴淋層b

14:除霧器

15:細微顆粒迴圈洗滌液

17:氣液分離器a

18:氣液分離器b

19:氣液分散強化器

20:預洗迴圈液

21:氨

22:氧化空氣

23:製程水

24:硫銨後處理系統

25:蒸發結晶系統

26:蒸汽冷凝液

27:蒸汽冷凝液處理裝置

28:迴圈水系統

29:預洗區換熱裝置

30:吸收區換熱裝置

31:製程風機

32:固液分離裝置

33:離心機

34:一體化乾燥塔

35:包裝機

36:硫酸銨成品

37:蒸氣冷凝水處理稀釋液

38:蒸氣冷凝水處理濃縮液

圖1是根據本發明的原理的方法和裝置的示意圖。

圖2是實施例1的示意圖。

定義

“含氨液體”是指包含至少一種基於氨或胺的化合物的液體，包括但不限於銨鹽，銨離子(NH4+)，硫酸銨，亞硫酸銨及其任意組合。液體可以是水。

“氨逃逸”是指氨或一種或多種隨排氣逃逸的含氨/胺的物質。

“氨回收”是指添加到氣體淨化過程中的氨的分數或百分比，其隨後被捕獲並從該過程中提取。該物質衍生自氨或含氨/胺的物質，將其添加到氣流中以吸收硫。

“粉塵”是指當處理，加工或接觸時，細到足以沿氣流飄蕩的微粒材料。它包括但不限於氣溶膠，包括固體氣溶膠顆粒和液體氣溶膠顆粒，煙灰，木炭，不燃煤，細礦物質，沙子，礫石，鹽及其任何組合。

“排氣”是指離開工業或化學過程的氣流。它包括但不限於煙氣，尾氣，烤箱，爐子，鍋爐和/或發電機的廢氣。它可能包括源自空氣和易燃物質燃燒的燃燒產物，來自化學過程的殘留物質，其中可能包括水，氮氣和污染物，例如顆粒物，煙灰，一氧化碳，氮氧化物和硫氧化物。一過程的排氣可以是另一過程的氣體輸入。

“噴淋覆蓋率”是來自噴嘴或噴嘴陣列的噴霧的發散係數。發散係數越大，噴淋覆蓋率越大。

百分比含量：體積百分比(v/v)，除非本文另有說明。

如果以上定義或本申請中其他地方陳述的描述與通常使用，在字典中闡明或在藉由引用併入本申請的來源中陳述的(明顯的或隱含的)含義不一致，應將本申請和申請專利範圍的術語理解為根據本申請中的定義或描述，而不是根據通用定義，詞典定義或藉由引用併入的定義來解釋。如果要求保護的術語只能由字典解釋才能理解，請參見《柯克-奧斯莫化工大全》(2005年第5版)(John Wiley & Sons，Inc.)中的定義。如果在本文中提供，則以其整體藉由引用併入本文的方式為準。

裝置和方法

提供了一種從煙氣中吸收二氧化硫的裝置和方法。

吸收液可以包括亞硫酸銨。吸收液可以從煙氣中去除二氧化硫。在將氨加入迴圈吸收中並轉化為亞硫酸銨後，可以進行氨法脫硫。可以控制製程氣體的氧氣含量和水含量。可以控制吸收溫度。可以利用分級溶液組成控制和反應條件控制。

根據本發明原理的前述技術的協同使用可用於在氨法脫硫中的吸收期間抑制氣溶膠產生。這種使用可避免或減少在硫被吸收之後捕獲引入煙氣中以吸收硫的氨的需要。這種使用可以避免對氨捕獲、藉由諸如濕電、多級水洗、多級除霧等技術或其組合的硫後吸收的需要。這種使用可以協調吸收、氧化和濃縮。可簡化煙氣處理製程流程，降低實施成本。

該裝置可以包括反應器。反應器可配置為接收煙氣。該裝置可包括噴淋層。噴淋層可以設置在反應器中。噴淋層可配置為使煙氣與含氨液體接觸，含氨液體包含亞硫酸銨，並在一定溫度下從煙氣吸收硫。該裝置可以包括 控制器。控制器可以被配置成將進入反應器的材料的氧含量限制到不大於12體積%的含量。控制器可以被配置成回應於來自反應器的流出物中的過量氣溶膠含量而降低溫度。該裝置可包括氧化系統。氧化系統可配置為氧化液體。該裝置可以包括輔助系統。該輔助系統可被配置成從該液體獲得硫酸銨固體。

輔助系統可以包括硫酸銨後處理系統。

輔助系統可以包括氨供應系統。

輔助系統可以包括製程水系統。

反應器可以包括吸收塔，其中可以限定預洗區。反應器可以包括吸收塔，其中可以限定吸收區。

反應器可以包括吸收塔，其中可以限定細微顆粒物控制區。

每個區域可包括一或複數噴淋層。

氣液分離器可以設置在吸收區和預洗區之間。

氣液分離器可設置在吸收區和細微顆粒物控制區之間。

氣液分離器可設置在吸收區內。

氣液分離器可設置在細微顆粒物控制區內。

該裝置可在細微顆粒物控制區、預洗區和吸收區的每一中包括除霧層。

除霧器可包括選自下組的結構：折流板、屋脊、填料和篩網，或其組合。

在吸收區中，在每層中，液氣比不小於0.4L/Nm³。

在吸收區中，在每層中，平均噴淋覆蓋率不小於200%。

在細微顆粒物控制區中，在每層中，液氣比不小於0.42L/Nm³。在該細微顆粒物控制區中，在每層中，平均噴淋覆蓋率不小於150%。

在吸收區的每一層中，具有小於200%的噴淋覆蓋率的總面積占吸收塔的橫截面積不大於10%。

在該細微顆粒物控制區的每一層中，小於200%的噴淋覆蓋率的總面積占該吸收塔的橫截面積不大於10%。

在該細微顆粒物控制區的每一層中，小於200%的噴淋覆蓋率的總面積占該吸收塔的橫截面積不大於5%。

氧化系統可包括氧化槽。該槽可以被配置為接收吸收二氧化硫後的吸收迴圈液。槽可以被配置為使吸收迴圈液的第一部分通過第一路徑迴圈流動。槽可以被配置為使吸收迴圈液的第二部分通過第二路徑迴圈流動。該槽可被配置為從第一路徑提供至細微顆粒物控制區的第一輸出，以及從第二路徑提供至吸收區的第二輸出。

第一輸出比第二輸出氧化率高。

氧化槽可包括若干層氣-液分散強化器。

氧化槽可以包括第一輸出埠。第一輸出埠可以設置在沿著陣列的第一位置。第一輸出埠可以被配置為提供第一輸出。氧化槽可以包括第二輸出埠。第二輸出埠可以設置在沿著陣列的第二位置。第二輸出埠可以被配置為提供第二輸出。第二位置可以比第一位置吸收迴圈液的氧化率低。

氧化槽可包括加氨室，該加氨室可設置用於氨從該室到第一路徑的通道的穿孔。氧化槽可包括加氨室，該加氨室可設置用於使吸收SO₂後的吸收迴圈液進入該室的管口。

氧化槽可包括加氨室，該加氨室可設置用於氨從該室到第二路徑的通道的小孔。氧化槽可包括加氨室，該加氨室可設置用於吸收迴圈液進入該室的小孔。

氧化槽可以包括分離器。氧化槽在第一路徑中可以包括氧化空氣源。第二路徑可以在分離器外部通過。

第二路徑可以是不提供氧化空氣的路徑。

在第一輸出處的吸收迴圈液可以被完全氧化。

控制器可以被配置為回應於來自反應器出口淨煙氣中的過量氣溶膠含量而降低第一輸出處的用過的吸收液的pH。

分離器可以設置若干小孔。小孔可配置為將吸收迴圈液從第一路徑傳遞到第二路徑。小孔可配置為將用過的吸收液從第二路徑傳遞到第一路徑。

塔可以被配置為使煙氣以0.8m/s-4m/s的表觀氣體流速流動。

該塔可以被配置為接收具有高達30,000mg/Nm³的SO₂濃度的煙氣。

塔可以被配置為排出具有SO₂含量的淨煙氣，該含量可以是不大於400mg/Nm³的含量。

淨煙氣的SO₂含量可不大於100mg/Nm³。

淨煙氣的SO₂含量可不大於35mg/Nm³。

淨煙氣的SO₂含量可不大於10mg/Nm³。

塔可被配置以排出具有不超過50mg/Nm³的總粉塵含量的淨煙氣，包括氣溶膠。

總粉塵含量可以是不大於20mg/Nm³的含量。

總粉塵含量可以是不大於5mg/Nm³的含量。

總粉塵含量可以是不大於3mg/Nm³的含量。

該塔可被配置為排出氨逃逸不超過8mg/Nm³的淨煙氣。

該塔可被配置為排出具有氨逃逸的淨煙氣，該氨逃逸可以是不大於4mg/Nm³的氨逃逸。

該塔可被配置為排出具有氨逃逸的淨煙氣，該氨逃逸可以是不大於2mg/Nm³的氨逃逸。

該塔可被配置為排出具有氨逃逸的淨煙氣，該氨逃逸可以是不大於1mg/Nm³的氨逃逸。

該裝置可包括添加氣體源，其可配置為在煙氣進入塔之前使添加氣體流入煙氣中，添加氣體和煙氣的混合物為製程氣體，並且在塔的入口處具有超過15%的水含量。該裝置可包括蒸發結晶系統，其被配置為在含氨液體中吸收SO₂之後從吸收迴圈液中結晶出硫酸銨。

蒸發結晶系統可以被配置為雙效蒸發結晶裝置。該裝置可以包括蒸汽噴射泵。蒸發結晶系統可以被配置為單效蒸發結晶製程。蒸發結晶系統可以被配置為MVR蒸發結晶製程。

該裝置可包括添加氣體，其可配置為在煙氣進入塔之前使添加氣體流入煙氣中，添加氣體和煙氣的混合物為在塔的入口處具有超過15%的水含量的製程氣體。該裝置可包括熱交換器，該熱交換器被配置為與預洗流體交換熱量，在預洗流體在預洗區中被噴射之前。該裝置可包括蒸發結晶系統，其被配置為在含氨液體中吸收SO₂之後從吸收迴圈液中得到結晶硫酸銨。

該裝置可包括添加氣體源，其可配置為在煙氣進入塔之前使添加氣體流入煙氣中，添加氣體和煙氣的混合物為在塔的入口處具有超過15%的水含量的製程氣體。該裝置可包括熱交換器，該熱交換器被配置為在含氨液體可被噴射到吸收區中之前與含氨液體交換熱量。該裝置可包括蒸發結晶系統，其被配置為在含氨液體中吸收SO2之後從吸收迴圈液中得到結晶硫酸銨。

該裝置可包括添加氣體，其可配置為在煙氣進入塔之前使添加氣體流入煙氣中，添加氣體和煙氣的混合物為在塔的入口處具有超過15%的水含量的製程氣體。該裝置可包括熱交換器，該熱交換器被配置為在含氨液體被噴射到吸收區中之前與含氨液體交換熱量。該裝置可包括熱交換器，該熱交換器被配置為在預洗流體被噴射之前與預洗流體交換熱量。該裝置可包括蒸發結晶系統，其被配置為在含氨液體中吸收SO₂之後從吸收迴圈液中得到結晶硫酸銨。

該裝置可包括蒸汽冷凝物處理裝置。冷凝物處理裝置可以包括膜分離裝置。冷凝物處理裝置可以包括除氧器。

選用膜分離裝置時，冷凝物處理裝置可包括清液出口。冷凝物處理裝置可包括濃縮液體出口，蒸汽冷凝濃縮裝置的清液出口可與迴圈水系統流體連通。

濃縮液體出口可以與細微顆粒物控制區流體連通。

該裝置可包括迴圈水系統。迴圈水系統可以被配置為將蒸汽冷凝物從蒸發結晶系統輸送到吸收塔。

該裝置可包括空氣分配裝置。空氣分配裝置可配置為在煙氣進入塔之前使空氣流入煙氣中以形成製程氣體。空氣分配裝置可配置為將空氣分配 裝置下游和塔上游的製程氣體的氧含量限制為不大於12體積%。在與空氣混合之前，煙氣可具有超過15體積%的水含量。

氧含量可以是不大於10%的氧含量。氧含量可以為3-9%。

該裝置可以包括冷凝裝置。冷凝裝置可以被配置為冷卻製程氣體。冷凝裝置可以被配置為降低製程氣體的濕度。

該裝置可包括與煙氣流體連通的空氣分配器。該裝置可包括配置為冷卻進入塔的預洗迴圈液的預洗區熱交換器。空氣分配器可配置為當煙氣可具有超過18體積%的水含量時，將製程氣體的水含量保持在不超過10體積%。

該裝置可包括吸收區熱交換器。吸收區熱交換器可被配置為冷卻進入塔的吸收迴圈液。空氣分配器可配置為當煙氣具有超過18體積%的水含量時將製程氣體的水含量控制在不超過10體積%。

預洗區熱交換裝置和/或吸收區熱交換裝置可以包括列管熱交換器、蒸發冷卻器、空氣冷卻器和板式熱交換器；板式熱交換器可適用於迴圈水/一次水充足的地區，並且空氣冷卻器可適用於夏季平均溫度

30℃的地區。

該方法可包括用於從煙氣吸收二氧化硫的方法。

該方法可包括使煙氣流過反應器。該方法可包括在反應器中在一定溫度下使用含氨的迴圈吸收液吸收來自煙氣的二氧化硫，該含氨的吸收迴圈液中含有亞硫酸銨。該方法可以包括收集液體。

該方法可包括將進入反應器的製程氣的氧含量限制到按體積計不大於12%的含量。該方法可以包括回應於來自反應器的淨煙氣的過量氣溶膠含量，降低溫度。

該方法可包括在煙氣進入反應器前將空氣與煙氣混合以形成製程氣體。

該降低可以包括降低空氣的溫度。

該降低可以包括降低該液體的溫度。

降低液體的溫度可包括使液體通過迴圈水冷卻器。

該方法可包括向迴圈水冷卻器提供冷卻水。該方法可以包括控制迴圈冷卻水中的離子濃度。該方法可以包括用製程水替換一部分冷卻水。

該替換可以包括從蒸汽冷凝物處理系統獲得製程水，該蒸汽冷凝物處理系統可以被配置為從硫酸銨漿料獲得蒸汽。

該方法可包括藉由將熱量從煙氣傳遞至液體而使液體中的硫酸銨結晶。

降低液體的溫度可以包括增加空氣的流量。降低液體的溫度可以包括降低空氣的濕度。

該方法可包括使液體的一部分流到氧化系統中。該方法可包括在該氧化系統中氧化該液體中的亞硫酸銨。

該方法可以包括將液體返回到反應器。

該降低可以將吸收溫度降低到30至60℃。

該範圍可以是35-56℃。

該範圍可以是40-55℃。

該範圍可以是45-53℃。

該限制可以將氧含量限制為不大於10%量。該限制可以將氧含量限制在3至9%。該限制可將氧含量限制為不大於8%。

吸收可以包括提供級中具有不同成分的含氨液體。吸收可具有受控的吸收溫度和吸收氧含量，使得可從煙氣中除去不小於90%的二氧化硫。該吸收可以具有控制的吸收溫度和吸收氧含量，使得來自反應器的流出物的粉塵含量不大於50mg/Nm³。

製程氣體的水含量不大於25%。

水含量可以不大於18%。

水含量可以在4%至15%的範圍內。

該方法可包括使用該階段來控制亞硫酸銨的梯度。該方法可包括使用該階段來控制亞硫酸氫銨的梯度。該方法可包括使用該階段來控制硫酸銨的梯度。該方法可包括在吸收之前將空氣與煙氣混合以形成製程氣體。該方法可包括在吸收之前冷卻和淨化製程氣體。該方法可包括在包括亞硫酸銨和硫酸銨的一或複數階段中使製程氣體與含氨液體接觸。然後，在一或複數階段中，接觸包含亞硫酸銨和硫酸銨的細微顆粒洗滌迴圈液。該階段；冷卻淨化。接觸可以一起作用以吸收不少於90%的二氧化硫。

該方法可以包括調節煙氣與空氣的比率以將該製程氣體的氧含量控制到不大於12%的水準。

該方法可包括將乾燥空氣添加到煙氣中以降低流出物中的水含量。

細微顆粒洗滌迴圈液可具有低於吸收迴圈液的pH值。該細微顆粒洗滌迴圈液可以具有比該含氨液體低的亞硫酸銨含量。

該提供可以包括基於以下各項來選擇：該煙氣的二氧化硫濃度。出口排放濃度；吸收段數量。

吸收段數量可以大於二。一階段的組成可以包括0.15-4.95%的亞硫酸銨。一階段的成分可以包括5-38%硫酸銨。該階段可包括上段吸收迴圈液。該階段可包括下段吸收迴圈液。上段吸收迴圈液具有比下段吸收迴圈液低的亞硫酸銨含量。上段吸收迴圈液的pH值可低於下段吸收迴圈液的pH值。

該提供可以包括基於以下各項來選擇：該煙氣二氧化硫濃度。出口排放濃度，吸收段數量。吸收段數量可以大於二。一階段的成分可以包括0.15-4.95%的亞硫酸銨。一階段的成分可以包括5-38%硫酸銨。

該階段可包括上段吸收迴圈液。該階段可包括下段吸收迴圈液。上段吸收迴圈液的pH值可低於下段吸收迴圈液的pH值。

吸收段數量可以不超過2。該數目可以為1。

該階段中的一階段可以包括具有包括0.003-1%亞硫酸銨的組成的細微顆粒洗滌迴圈液。該階段中的一階段可以包括具有包括0.3-38%硫酸銨的組成的細微顆粒洗滌迴圈液。該複數階段中的一階段可以包括pH值在1-6範圍內的細微顆粒洗滌迴圈液。

細微顆粒洗滌迴圈液可以包括2個階段。該階段的至少一可以包括0.1-1%的亞硫酸銨。該階段的至少一可以包括5-38%的硫酸銨。

該方法可包括，當該煙氣水含量大於15%時，藉由向該煙氣添加水蒸氣體積含量不大於5%的乾燥氣體，將該水含量降低至8%至13%範圍內。當煙氣具有大於15%的水含量時，該方法可包括將氧含量限制為不超過12%。

乾燥氣體可以包括、氮氣、污染的氮氣、二氧化碳氣體。

說明性實施方案-I

1.氣體淨化過程可包括吸收迴圈和細微顆粒物洗滌迴圈，氣體淨化過程中的迴圈液可包括吸收迴圈液和細微顆粒物洗滌迴圈液。吸收迴圈液可主要用來脫硫並控制脫硫過程中的氣溶膠產生，細微顆粒物洗滌迴圈液在進一步有利於脫硫效率的同時，可限制製程氣中的細微顆粒物，並可確保顆粒物、游離氨可以排放合格。

2、可以控制反應條件，可以降低吸收迴圈液的pH值，可以控制pH值在6.6以下，可以控制吸收溫度在30-60℃，可以控制製程氣的氧含量在12%以下，可以控制水含量在25%以下，以最大程度的降低吸收過程中產生的氨逃逸、氣溶膠，同時降低耗能，避免廢水排放，實現裝置長週期穩定運行。

3、可以控制吸收迴圈液的亞硫酸(氫)銨含量，以控制吸收過程氣溶膠的產生並且創造最有利氧化的條件，降低氧化的耗能和投資以及吸收過程中吸收迴圈液的氧化。

4、可以合理利用煙氣的熱量，將其用於硫酸銨溶液的濃縮，並提高吸收迴圈液的硫酸銨含量，一般在5%以上，最好在15-35%之間，在有利於吸收效率及控制氣溶膠產生的同時創造最有利於濃縮的條件。具有SO₂濃度10,000mg/Nm³以下或水含量12%以下的煙氣，都只需要飽和結晶，更高SO₂濃度的煙氣，可以將部分溶液送蒸發結晶裝置處理，以降低硫銨後處理系統的投資和耗能。煙氣水含量超過15%時，可包括配風系統、預洗區降溫裝置、吸收區降溫裝置、蒸發結晶系統、蒸汽冷凝液處理系統。

5、根據需要的溶液成分控制可對氧化系統進行分層或分裝置設置。細微顆粒物洗滌迴圈液、吸收迴圈液可從氧化系統氧化裝置不同位置或不同裝置取出。

本發明人藉由勤勉的勞動，發現實現降低的氣溶膠生產的最佳方式是控制吸收過程氣溶膠的產生，控制手段包括但不限於對溶液成分、氧含量、吸收溫度進行分區精確控制。製程氣氧含量可以

12%，吸收溫度可以是30-60℃，吸收迴圈液可以根據需要設置1級或多級，其中至少1級含有亞硫酸銨與硫酸銨，細微顆粒物洗滌迴圈液可以根據需要設置1級或多級，其中至少1級含有亞硫酸銨與硫酸銨。細微顆粒物洗滌迴圈液pH值可以低於吸收迴圈液pH值，且亞硫酸銨含量可以小於吸收迴圈液亞硫酸銨含量。吸收溫度可以控制在合適的範圍內，以在保證吸收效率、控制氨逃逸、氣溶膠的同時降低耗能。

吸收溫度可以藉由製程水冷卻、摻混冷氣體等常規手段降低，藉由摻混熱氣體、增濕等常規手段提高。

說明性實施方案-II

一種氨法脫硫控制吸收過程氣溶膠產生的方法，可藉由控制吸收反應溫度30-60℃，製程氣氧含量

12%，並可使用含有亞硫酸銨的吸收迴圈液脫除煙氣中的二氧化硫，藉由分級溶液成分控制和反應條件控制，可實現高效脫硫除塵，在高效脫硫除塵的同時可控制氨逃逸、氣溶膠的產生。該分級溶液成分控制可包括亞硫酸銨、亞硫酸氫銨、硫酸銨或其組合的濃度梯度控制。

吸收反應溫度可以是35-56℃，較佳40-55℃，最佳45-53℃。

製程氣氧含量可以是

12%，較佳

10%，更佳3-9%。

製程氣水含量可以是

25%，較佳

18%，更佳4-15%。

初步降溫淨化後的煙氣可依次與吸收迴圈液、細微顆粒物洗滌迴圈液接觸，實現吸收、氧化、濃縮的協同控制，吸收迴圈液根據需要可設置1級或多級，其中至少1級可含有亞硫酸銨與硫酸銨，細微顆粒物洗滌迴圈液根 據需要可設置1級或多級，其中至少1級可含有亞硫酸銨與硫酸銨。細微顆粒物洗滌迴圈液pH值可低於吸收迴圈液pH值，且亞硫酸銨含量可小於吸收迴圈液亞硫酸銨含量。

吸收迴圈液選用多級時，至少1級成分可包含亞硫酸銨0.15-4.95%，硫酸銨5-38%，pH值可以是4.5-6.5，上級吸收迴圈液的亞硫酸銨含量可低於下級吸收迴圈液的亞硫酸銨含量，和/或上級吸收迴圈液的pH值可低於下級吸收迴圈液的pH值。吸收迴圈液可具有1-2級，較佳1級。至少1級吸收迴圈液中硫酸銨與亞硫酸(氫)銨的品質分數比值可以為1.5-199：1。

細微顆粒物洗滌迴圈液至少1級成分可包含亞硫酸銨0.003-1%，硫酸銨0.3-38%，pH值可以為1-6。較佳可以為2級，其至少1級可含有高濃度硫酸銨，其中亞硫酸銨可以為0.01-1%，硫酸銨可以為5-38%。洗滌溫度可以為28-68℃，較佳30-55℃，更佳40-50℃。至少1級細微顆粒物迴圈洗滌液中硫酸銨與亞硫酸(氫)銨的品質分數比值可以為1.5-999：1。

當煙氣水含量超過15%時，藉由摻混水蒸汽體積含量

5%的氣體降低水含量可以到8-18%，並控制氧含量

12%，水蒸汽體積含量

5%的氣體可包括空氣/氮氣/汙氮氣/二氧化碳氣中的至少一種，較佳空氣、汙氮氣。

煙氣氧含量、水含量均滿足要求時，煙氣可不經過任何處理，直接送吸收塔處理。

說明性實施方案-III

裝置可包括氣體淨化脫除系統、氧化系統、輔助系統。輔助系統可包括硫銨後處理系統、氨供應系統、製程水系統。氣體淨化脫除系統可設置吸收塔，吸收塔可採用分區控制，可包括預洗區、吸收區、細微顆粒物控制區， 其中預洗區、吸收區、細微顆粒物控制區各設置1層或多層噴淋層，吸收區與預洗區之間可設有只允許氣體通過的裝置/部件。

當淨煙氣總塵

100mg/Nm³時，吸收區與細微顆粒物控制區之間可設有只允許氣體通過的裝置/部件。當煙氣二氧化硫濃度

10,000mg/Nm³時，吸收區內可設有只允許氣體通過的裝置/部件。

當煙氣二氧化硫濃度

7,000mg/Nm³時，細微顆粒物控制區內可設有2層及以上只允許氣體通過的裝置/部件。細微顆粒物控制區設1層或多層除霧器，預洗區與吸收區各層可設1層或多層除霧器；除霧器選用折流板、屋脊、填料及絲網型式，或其組合形式。

吸收區每層液氣比可以為不小於0.4L/Nm³的比率，平均噴淋覆蓋率可以為不小於200%的覆蓋率；細微顆粒物控制區每層液氣比可以為不小於0.42L/Nm³的比率，平均噴淋覆蓋率不小於150%。吸收區、細微顆粒物控制區每層噴淋覆蓋率小於200%的區面積之和占吸收塔截面積的比例可以是不大於10%，較佳不大於5%的覆蓋率。

氧化系統可進行分層或分裝置設置以適用於溶液成分控制，細微顆粒物洗滌迴圈液、吸收迴圈液可從氧化系統氧化裝置不同位置或不同裝置取出。氧化系統氧化裝置內可設置1層-5層氣液分散強化器，液位大於3.5m。藉由氧化裝置強制氧化和/或控制尾氣氧含量以控制自然氧化和/或控制吸收溫度可控制溶液成分。

吸收塔的空塔氣速可以為0.8m/s-4m/s；和/或，該預洗區的操作溫度可以為35℃-80℃。

原煙氣SO₂濃度可以

30,000mg/Nm³。

淨煙氣SO₂

400mg/Nm³，較佳

100mg/Nm³，更佳

35mg/Nm³，最佳

10mg/Nm³。

淨煙氣總塵(含氣溶膠)可以

50mg/Nm³，較佳

20mg/Nm³，更佳

5mg/Nm³，最佳

3mg/Nm³。

淨煙氣氨逃逸可以

8mg/Nm³，較佳

4mg/Nm³，更佳

2mg/Nm³，最佳

1mg/Nm³。

當吸收塔入口製程氣水含量超過15%時，可以設置蒸發結晶系統。蒸發結晶系統可以包括雙效蒸發結晶製程、單效蒸發結晶製程、MVR蒸發結晶製程、帶蒸汽噴射泵雙效蒸發結晶製程，可以較佳MVR蒸發結晶製程。

設置蒸發結晶系統時，裝置可包括蒸汽冷凝液處理裝置，蒸汽冷凝液處理裝置包括膜分離裝置、除氧器，採用膜分離裝置時，蒸汽冷凝液處理裝置清液出口可以和製程水管網連接，濃液出口可以和吸收塔連接。

裝置可以設置迴圈水系統，蒸發結晶系統蒸汽冷凝液可以和迴圈水系統的補水管網連接，迴圈水排汙和吸收塔連接。

當煙氣水含量可能為13-18%時，可使用配風或冷凝系統。配風後製程氣中氧含量可以為

12%，較佳

10%，更佳3-9%。

煙氣水含量超過18%時，可使用配風和冷凝裝置，配風後製程氣中氧含量可以為

12%，較佳

10%，更佳

8%。

配風裝置可包括鼓風機和配風管網，預洗區換熱裝置和/或吸收區換熱裝置可包括列管式換熱器、蒸發冷卻器、空氣冷卻器、板式換熱器，迴圈水/一次水有富餘的地區較佳板式換熱器，夏季平均氣溫可能

30℃的地區可較佳空冷。

裝置和方法的說明性製程流程可包括：處理煙氣可得到製程氣，製程氣可從預洗區進入，可被預洗區迴圈洗滌液降溫洗滌，可同時濃縮迴圈洗滌液，煙氣可再分別經吸收區被吸收迴圈液洗滌脫硫、細微顆粒物控制區可被細微顆粒物迴圈洗滌液除去細微顆粒物後排出；預洗區迴圈洗滌液可主要藉由細微顆粒物迴圈洗滌液補入，可使用細微顆粒物迴圈洗滌液和/或製程水沖洗塔壁等結垢，吸收迴圈液可藉由細微顆粒物控制區迴圈洗滌液和/或製程水補充。

吸收迴圈液可在氧化系統氧化，並可從氧化系統氧化裝置不同位置或不同裝置抽取不同成分的溶液分別進行迴圈。

製程水可較佳從細微顆粒物控制區和/或細微顆粒物洗滌迴圈槽補入，也可以沖洗水的方式補入。

實際生產可受各種因素影響，溶液的成分會有所波動。可用含有亞硫酸銨的吸收迴圈液脫除煙氣中的二氧化硫，以控制氨法脫硫吸收過程中產生氣溶膠。

說明性手段包括分級溶液成分控制和反應條件控制，可控制吸收溫度和製程氣氧含量，實現高效脫硫除塵，在高效脫硫的同時可控制吸收過程氨逃逸、氣溶膠的產生，有效脫硫物質可以為亞硫酸銨，吸收迴圈液可以為弱酸性的硫酸銨-亞硫酸(氫)銨混合液，細微顆粒物洗滌迴圈液可以為酸性更強、濃度更低的硫酸銨-亞硫酸(氫)銨混合液，可實現吸收、氧化、濃縮的協同控制。

可用含有亞硫酸銨的吸收迴圈液脫除煙氣中的二氧化硫，吸收SO₂後的吸收迴圈液藉由加入氨可轉變為亞硫酸銨後再進行氨法脫硫。

製程氣的氧含量可藉由調節配風量控制，製程氣的水含量、吸收溫度可藉由配風或配風和冷卻控制，冷卻方式可包括風冷、水冷、冰機冷，冷卻裝置可包括列管式換熱器、蒸發冷卻器、風冷卻器、板式換熱器，迴圈水/一次水有富餘的地區可較佳板式換熱器。

當可能要求低排放指標時，可藉由減少吸收迴圈、細微顆粒物洗滌迴圈的級數和/或噴淋層數和/或迴圈量，和/或提高吸收液的亞硫酸銨含量、pH值等降低投資和運行成本。

藉由增加吸收迴圈、細微顆粒物洗滌迴圈的級數和/或噴淋層數和/或迴圈量，和/或精確控制吸收液的亞硫酸銨含量、pH值等可確保排放滿足後工序生產需要。

當可能需要控制迴圈溶液中氯、氟等有害離子時，可將部分細微顆粒物迴圈洗滌液直接製成硫酸銨，處理裝置可包括一體化乾燥機，其具體結構及參數、連接關係見發明人已獲授權的專利《CN201710336561.2一種平衡氨法脫硫迴圈液中Cl-、F-含量的方法及裝置》，其以其整體藉由引用併入本文。可控制各種迴圈溶液中的氯離子含量低於50,000mg/L，較佳10,000-31,000mg/L，可控制氟離子濃度低於20,000mg/L，較佳300-3,000mg/L。

說明性實施方式-IV

1.一種改進的氨法脫硫控制吸收過程氣溶膠產生的方法，其特徵在於：控制吸收反應溫度30-60℃，製程氣氧含量

12%，並使用含亞硫酸銨的吸收迴圈液脫除煙氣中的二氧化硫，以控制氨法脫硫吸收過程中氣溶膠的產生。

2.如實施方案1所述的方法，其特徵在於，藉由分級溶液成分控制和反應條件控制，實現高效脫硫除塵，在高效脫硫除塵的同時控制氨逃逸、氣溶膠的產生。

3.如實施方案1的方法，其特徵在於，吸收反應溫度35-56℃，較佳40-55℃，最佳45-53℃。

4.如實施方案1的方法，其特徵在於，製程氣氧含量

10%，較佳3-9%。

5.如實施方案1的方法，其特徵在於，製程氣水含量

25%，較佳

18%，更佳4-15%。

6.如實施方案2所述的方法，其特徵在於，該分級溶液成分控制包括亞硫酸銨、亞硫酸氫銨、硫酸銨或其組合的濃度梯度控制，初步降溫淨化後的製程氣依次與吸收迴圈液、細微顆粒物洗滌迴圈液接觸，實現吸收、氧化、濃縮的協同控制，吸收迴圈液根據需要設置1級或多級，其中至少1級含有亞硫酸銨與硫酸銨，細微顆粒物洗滌迴圈液根據需要設置1級或多級，其中至少1級含有亞硫酸銨與硫酸銨。

7.如實施方案6所述的方法，其特徵在於，細微顆粒物洗滌迴圈液pH值低於吸收迴圈液pH值，且亞硫酸銨含量小於吸收迴圈液亞硫酸銨含量。

8.如實施方案6所述的方法，其特徵在於，吸收迴圈液選用多級時，至少1級成分包含亞硫酸銨0.15-4.95%，硫酸銨5-38%，pH值4.5-6.5，上級吸收迴圈液的亞硫酸銨含量低於下級吸收迴圈液的亞硫酸銨含量，和/或上級吸收迴圈液的pH值低於下級吸收迴圈液的pH值。

9.如實施方案6所述的方法，其特徵在於，吸收迴圈液為1-2級，較佳1級。

10.如實施方案6所述的方法，其中細微顆粒物洗滌迴圈液至少1級成分包含亞硫酸銨0.003-1%，硫酸銨0.3-38%，pH值1-6。

11.如實施方案10所述的方法，其中細微顆粒物洗滌迴圈液較佳2級，至少1級含有高濃度硫酸銨，其中亞硫酸銨0.01-1%，硫酸銨5-38%。

12.如實施方案6所述的方法，其特徵在於，煙氣水含量超過15%時，藉由摻混水蒸汽體積含量

5%的氣體降低水含量到8-13%，並控制氧含量

12%，水蒸汽體積含量

5%的氣體包括空氣/氮氣/汙氮氣/二氧化碳氣中的至少一種。

13.實現實施方案1-12任一項所述方法的一種氨法脫硫控制氣溶膠產生的裝置，其特徵在於，包括氣體淨化脫除系統、氧化系統、輔助系統。

14.如實施方案13所述的裝置，其特徵在於，輔助系統包括硫銨後處理系統、氨供應系統、製程水系統。

15.如實施方案13所述的裝置，其特徵在於，氣體淨化脫除系統吸收塔採用分區控制，包括預洗區、吸收區、細微顆粒物控制區，其中預洗區、吸收區、細微顆粒物控制區各設置1層或多層噴淋層，吸收區與預洗區之間設有只允許氣體通過的裝置/部件。

16.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，吸收區與細微顆粒物控制區之間根據需要設有只允許氣體通過的裝置/部件。

17.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，吸收區內根據需要設有只允許氣體通過的裝置/部件。

18.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，細微顆粒物控制區內根據需要設有只允許氣體通過的裝置/部件。

19.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，細微顆粒物控制區設1層或多層除霧器，預洗區與吸收區各層根據需要設1層或多層除霧器；除霧器選用折流板、屋脊、填料及絲網型式，或其組合形式。

20.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，吸收區每層液氣比不小於0.4L/Nm³，平均噴淋覆蓋率不小於200%；細微顆粒物控制區每層液氣比不小於0.42L/Nm³，平均噴淋覆蓋率不小於150%。

21.如實施方案20所述的裝置，其特徵在於，吸收區、細微顆粒物控制區每層噴淋覆蓋率小於200%的區域面積之和占吸收塔截面積的比例不大於10%，較佳不大於5%。

22.如實施方案13所述的裝置，其特徵在於，氧化系統根據溶液成分控制要求進行分層或分裝置設置，細微顆粒物洗滌迴圈液、吸收迴圈液從氧化系統氧化裝置不同位置或不同裝置取出。

23.根據實施方案15所述的裝置，其特徵在於：該吸收塔的空塔氣速為0.8m/s-4m/s。

24.如實施方案24所述的裝置，其特徵在於，原煙氣SO₂濃度

30,000mg/Nm³。

25.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，淨煙氣SO₂

400mg/Nm³，較佳

100mg/Nm³，更佳

35mg/Nm³，最佳

10mg/Nm³。

26.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，淨煙氣總塵(含氣溶膠)

50mg/Nm³，較佳

20mg/Nm³，更佳

5mg/Nm³，最佳

3mg/Nm³。

27.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，淨煙氣氨逃逸

8mg/Nm³，較佳

4mg/Nm³，更佳

2mg/Nm³，最佳

1mg/Nm³。

28.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，吸收塔入口製程氣水含量超過15%時，設置蒸發結晶系統和/或預洗區換熱裝置和/或吸收區換熱裝置。

29.如實施方案28所述的裝置，其特徵在於，蒸發結晶系統選用雙效蒸發結晶製程、單效蒸發結晶製程、MVR蒸發結晶製程、帶蒸汽噴射泵雙效蒸發結晶製程，較佳MVR蒸發結晶製程。

30.如實施方案29所述的裝置，還包括蒸汽冷凝液處理裝置，蒸汽冷凝液處理裝置包括膜分離裝置、除氧器，蒸汽冷凝液濃縮裝置清液出口和製程水管網連接，濃液出口和吸收塔連接。

31.如實施方案29所述的裝置，還包括迴圈水系統，蒸汽冷凝液和迴圈水裝置的補水管網連接，迴圈水排汙和吸收塔連接。

32.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，原煙氣水含量超過15%時，設置配風裝置或冷凝裝置，配風後製程氣中氧含量

12%，較佳

10%，更佳3-9%。

33.如實施方案15所述的裝置，其特徵在於，原煙氣水含量超過18%時，設置配風裝置和/或預洗區換熱裝置和/或吸收區換熱裝置，配風後製程氣中氧含量

12%，較佳

10%，更佳

3-9%。

34.如實施方案33所述的裝置，其特徵在於，預洗區換熱裝置和/或吸收區換熱裝置包括列管式換熱器、蒸發冷卻器、空氣冷卻器、板式換熱器， 迴圈水/一次水有富餘的地區較佳板式換熱器，夏季平均氣溫

30℃的地區較佳空氣冷卻器。

說明性實施方案-V

如圖1的氨法脫硫控制吸收過程氣溶膠產生的說明性方法，可用含有亞硫酸銨的吸收迴圈液脫除煙氣中的二氧化硫，以控制氨法脫硫吸收過程中產生氣溶膠。

藉由分級溶液成分控制和反應條件控制，可實現高效脫硫除塵，在高效脫硫的同時可控制氨逃逸、氣溶膠的產生。

該分級溶液成分控制可包括亞硫酸銨、亞硫酸氫銨、硫酸銨或其組合的濃度梯度控制。

吸收反應溫度可以為40-55℃，且可以為47-51℃。

製程氣9氧含量可以為

12%，且可以為3-8.5%。

初步降溫淨化後的製程氣9依次與吸收迴圈液7、細微顆粒物洗滌迴圈液15接觸，實現吸收、氧化、濃縮的協同控制，吸收迴圈液7可設置2級，均含有亞硫酸銨與硫酸銨，細微顆粒物洗滌迴圈液15可適當地設置3級，其中2級含有亞硫酸銨與硫酸銨，還有1級可以為製程水。細微顆粒物洗滌迴圈液15pH值低於吸收迴圈液7pH值，且亞硫酸銨含量可小於吸收迴圈液7亞硫酸銨含量。

1級、2級吸收迴圈液7均可包含亞硫酸銨0.3-3%，硫酸銨12-23%，1級、2級吸收迴圈液pH值分別可以為5.5-6.3、5-5.9，上級吸收迴圈液7的亞硫酸銨含量可低於下級吸收迴圈液7的亞硫酸銨含量。1級吸收迴圈液7中硫酸銨與亞硫酸(氫)銨的品質分數比值可以為9-99：1。

1級細微顆粒物洗滌迴圈液15可包括亞硫酸(氫)銨0.02-0.05%，硫酸銨15-25%，pH值可以為4-4.3。2級細微顆粒物洗滌迴圈液15可包括亞硫酸(氫)銨0.004-0.01%，硫酸銨0.5-3.3%，pH值可以為3.6-3.9。

細微顆粒物洗滌溫度可以為38-49.5℃。1級細微顆粒物迴圈洗滌液15中硫酸銨與亞硫酸(氫)銨的品質分數比值可以為99-199：1。

煙氣水含量可以為10-13%，藉由摻混空氣可降低水含量到8-11%，並可控制氧含量6-9%。

裝置可包括氣體淨化脫除系統、氧化系統、輔助系統。輔助系統可包括硫銨後處理系統24、氨供應系統、製程水系統。氣體淨化脫除系統可設置吸收塔1，吸收塔1可採用分區控制，可包括預洗區4、吸收區5、細微顆粒物控制區6，其中預洗區4、吸收區5、細微顆粒物控制區6可分別設置1層、3層、3層噴淋層，吸收區5與預洗區4之間可設有只允許氣體通過的裝置/部件17。

吸收區5與細微顆粒物控制區6之間可設有只允許氣體通過的裝置/部件18。

細微顆粒物控制區6內可設有1級只允許氣體通過的裝置/部件18。細微顆粒物控制區6可設5層除霧器，其中下部2層，上部3層，預洗區4與吸收區5可不設除霧器；除霧器可選用折流板、屋脊的組合。

吸收區5每層液氣比可以為1.6L/Nm³，平均噴淋覆蓋率可以為不小於300%的覆蓋率；細微顆粒物控制區6液氣比可以分別為1.6/2.2/0.2L/Nm³，下部2層平均噴淋覆蓋率可以為不小於300%的覆蓋率。吸收區5、細微顆粒物 控制區61-2層噴淋覆蓋率小於200%的區面積之和占吸收塔截面積的比例2-5%。

氧化系統可根據溶液成分控制要求進行分層設置，細微顆粒物洗滌迴圈液15、吸收迴圈液7可從氧化系統氧化裝置2不同位元取出。氧化系統氧化裝置2可設置2層氣液分散強化器19，液位8-9.5m。藉由氧化裝置2強制氧化和/或控制製程氣氧含量可控制自然氧化和/或控制吸收溫度控制溶液成分。

吸收塔1的空塔氣速可以為2.68-2.75m/s；該預洗區的操作溫度可以為49℃-54℃。

當入口製程氣水含量超過15%時，可設置蒸發結晶系統25。蒸發結晶系統可包括雙效蒸發結晶製程、單效蒸發結晶製程、MVR蒸發結晶製程、帶蒸汽噴射泵雙效蒸發結晶製程，可較佳MVR蒸發結晶製程。

設置蒸發結晶系統25時，裝置可包括蒸汽冷凝液處理裝置27，蒸汽冷凝液處理裝置27可包括膜分離裝置、除氧器，採用膜分離裝置時，可將蒸汽冷凝液處理裝置27清液出口和製程水管網連接，濃液出口和吸收塔1細微顆粒物控制區6連接。

裝置可適當地設置迴圈水系統28，蒸發結晶系統25蒸汽冷凝液26也可以和迴圈水系統28的補水管網連接，迴圈水排汙可以和吸收塔1連接。

配風裝置可包括製程風機31和配風管網，吸收區換熱裝置30可包括板式換熱器。

裝置和方法的說明性製程流程可包括：可使煙氣與製程空氣混合後的製程氣9從吸收塔1預洗區4進入，被預洗區4預洗迴圈液20降溫洗滌，可同時濃縮預洗迴圈液20，製程氣可再分別經吸 收區5被吸收迴圈液7洗滌脫硫、細微顆粒物控制區6可被細微顆粒物迴圈洗滌液15除去細微顆粒物後排出；預洗區4中的預洗迴圈液20可主要藉由細微顆粒物迴圈洗滌液15補入，可使用細微顆粒物迴圈洗滌液15和/或製程水沖洗塔壁等結垢，吸收迴圈液7可藉由細微顆粒物控制區迴圈洗滌液15和/或製程水23補充。

製程水23可較佳從細微顆粒物控制區6和/或細微顆粒物洗滌迴圈槽3補入，也可以沖洗水的方式補入。

該吸收塔1的空塔氣速可以為2.75m/s；該預洗區4的操作溫度可以為51-55℃。

原煙氣流量可以為606000Nm³/h，SO₂濃度可以為4500mg/Nm³，總塵濃度可以為18.5mg/Nm³，配風量可以為62000Nm³/h，淨煙氣SO₂可以為29.4mg/Nm³，總塵(含氣溶膠)可以為5.4mg/Nm³，氨逃逸可以為1.6mg/Nm³。

可主要藉由氧化裝置2強制氧化、製程氣氧含量、操作溫度控制確保吸收迴圈液7成分。

2級吸收迴圈液7中硫酸銨與亞硫酸銨的品質分數比值可以為24：1。

最下層細微顆粒物迴圈洗滌液15中硫酸銨與亞硫酸銨的品質分數比值可以為125：1。

將0.02-0.05%(品質分數)細微顆粒物迴圈洗滌液15可以直接製成硫酸銨，處理裝置可以包括一體化乾燥塔34，其具體結構及參數、連接關係見發明人已獲授權的專利《CN201710336561.2一種平衡氨法脫硫迴圈液中Cl-、F-含量的方法及裝置》，其以其整體藉由引用併入本文，和圖2。可控制預洗迴 圈液20中氯離子含量15000-32000mg/L，吸收迴圈液7中氯離子5000-11000mg/L，預洗迴圈液20中氟離子濃度1200-2200mg/L。

本文描述的裝置和方法是說明性的。一些實施方式可以省略結合說明性裝置示出和/或描述的特徵。一些實施方式可以包括既沒有結合說明性裝置示出也沒有結合說明性裝置描述的特徵。

可以以不同於本文所示和/或所述的順序來執行說明性方法的步驟。一些實施方式可以省略結合說明性方法示出和/或描述的步驟。一些實施方式可以包括既沒有結合說明性方法示出也沒有結合說明性方法描述的步驟。

可以組合說明性裝置和方法的特徵。例如，說明性實施方式可以包括結合另一說明性實施方式示出的特徵。實施方式可以涉及說明性裝置的一些或全部特徵和/或說明性方法的一些或全部步驟。

現在將結合形成本發明一部分的實施例和附圖描述根據本發明的裝置和方法。應當理解，可以利用其它實施方式，並且可以在不背離本發明的範圍和精神的情況下進行結構、功能和過程上的修改。

實施例1

一種氨法脫硫控制吸收過程氣溶膠產生的方法

用含有亞硫酸銨的吸收迴圈液脫除煙氣中的二氧化硫，以控制氨法脫硫吸收過程中產生氣溶膠。

藉由分級溶液成分控制和反應條件控制，實現高效脫硫除塵，在高效脫硫的同時控制氨逃逸、氣溶膠的產生。

該分級溶液成分控制包括亞硫酸銨、亞硫酸氫銨、硫酸銨或其組合的濃度梯度控制。

吸收反應溫度控制在48-52℃，正常情況下49.8-50.4℃。

藉由製程風機31配風調整製程氣氧含量

11%，正常情況下7-9%，配風量23000-30000Nm³/h。

硫回收尾氣和製程風機31送入的空氣充分混合後，製程氣9從吸收塔預洗區進入，在預洗區藉由預洗迴圈液20初步降溫淨化後的製程氣依次與吸收迴圈液7、細微顆粒物洗滌迴圈液15接觸，實現吸收、氧化、濃縮的協同控制。吸收迴圈液設置2級，從氧化裝置不同位置取出並使用獨立的泵輸送。第一級吸收迴圈液亞硫酸銨1-1.5%，硫酸銨18-22%，pH值6-6.3，吸收溫度50.1-50.4℃，第二級吸收迴圈液亞硫酸銨0.7-1.1%，硫酸銨19-23%，pH值5.2-5.5，吸收溫度49.8-50.1℃，細微顆粒物迴圈洗滌液設置4級，其中第一級為高濃度硫酸銨-亞硫酸銨混合溶液，亞硫酸銨0.15-0.25%，硫酸銨20-24%，pH值4.2-4.5，洗滌溫度49.7-50℃，第二級、第三級為稀硫酸銨-亞硫酸銨混合溶液，亞硫酸銨0.004-0.01%，硫酸銨1.5-3%，pH值3.9-4.2，洗滌溫度49.5-49.8℃，第四級為製程水。

吸收迴圈液7、預洗迴圈液20藉由迴圈水冷卻移走熱量。部分預洗迴圈液20蒸發結晶後送硫銨後處理系統24，經固液分離、離心、乾燥、包裝得到硫酸銨產品36。

部分蒸汽冷凝液26經蒸汽冷凝液處理裝置27處理後回收作為迴圈水系統28的補水。

2、一種氨法脫硫控制吸收過程氣溶膠產生的裝置

裝置包括氣體淨化脫除系統、氧化系統、輔助系統。輔助系統包括硫銨後處理系統24、氨供應系統、蒸發結晶系統25、迴圈水系統28、製程水系統、蒸汽冷凝液處理裝置27。

所述的氣體淨化脫除系統包括吸收塔1、製程風機31、細微顆粒物洗滌迴圈槽3及預洗迴圈泵、預洗區換熱裝置29、吸收降溫裝置30、細微顆粒物洗滌迴圈泵，吸收塔1採用分區控制，主要分為預洗區4、吸收區5、細微顆粒物控制區6，預洗區4、吸收區5、細微顆粒物控制區6各設置3/4/4層噴淋層，吸收區5與預洗區4之間設有只允許氣體通過的氣液分離器a 17。吸收區5與細微顆粒物控制區6之間也設有只允許氣體通過的氣液分離器a 17，細微顆粒物控制區6分四級噴淋，其中第一層噴淋與第二層噴淋間設有只允許氣體通過的氣液分離器b 18。第1層噴淋液、吸收迴圈液分別進入氧化裝置。

細微顆粒物控制區設5層除霧器，氣液分離器b以下為2層，採用1層折流板和1層屋脊，淨煙氣出口8以下為3層，採用2層屋脊和1層絲網。

吸收區每層液氣1.75L/Nm³，噴淋覆蓋率320%；細微顆粒物控制區自上而下每層液氣比分別為0.3，2.2，2.2和1.75L/Nm³，噴淋覆蓋率分別為110，330，330和330%。吸收區、細微顆粒物控制區1-3層噴淋覆蓋率小於200%的區面積之和占吸收塔截面積的比例3-7%。

所述的氧化系統包括氧化裝置2，氧化裝置2適用於需要的溶液成分控制而在層中設置。細微顆粒物洗滌迴圈液15、吸收迴圈液7從氧化裝置2不同位置取出。氧化裝置內設置2層氣液分散強化器。氣液分散強化器選用開孔板和曝氣頭。

氧化裝置液位元9m，氧化空氣過剩420%。

吸收塔直徑4m，空塔氣速為2.55-2.75m/s；蒸發結晶系統採用MVR蒸發結晶製程，包括蒸汽壓縮機、蒸發分離室、蒸發迴圈泵等，蒸發分離室的蒸汽冷凝液部分返回吸收塔1迴圈利用，部分送蒸汽冷凝液處理裝置27處理。

設置製程風機31和配風管網。

預洗區換熱裝置29、吸收區換熱裝置30採用一體化板式換熱器。

硫銨後處理系統包括依次連接的固液分離裝置32、離心機33、一體化乾燥機34、包裝機35，部分預洗迴圈液經蒸發結晶後部分進入固液分離裝置32，部分進入一體化乾燥機34，經固液分離、離心、乾燥、包裝得到硫酸銨產品36。

使用預洗區換熱裝置29、吸收降溫裝置30分別對預洗迴圈液、吸收迴圈液冷卻，冷卻介質為迴圈水系統的迴圈水。

部分蒸汽冷凝液26經蒸汽冷凝液處理裝置27處理後，清液37作為迴圈水系統的補水，濃液38作為細微顆粒物洗滌迴圈液15的補充水。濃液38可以具有10-200倍於清液37的濃度。

通常，清液的品質是濃縮物的3-10倍。例如，如果未處理的(在進入蒸汽冷凝物處理系統27之前)蒸汽冷凝物26的濃度為0.5g硫酸銨/L，則在由蒸汽冷凝物處理系統27處理之後，10份未處理的蒸汽冷凝物26導致8份清液37(0.05g硫酸銨/L)和2份濃液38(2.3g硫酸銨/L)。因此，計算出濃液38的濃度是清液37的46倍。

蒸汽冷凝液26也可以全部直接作為迴圈水系統的補水。

蒸發結晶後的濃縮迴圈液90-90%進入固液分離裝置32，10-20%進入一體化乾燥塔34，一體化乾燥塔34具體結構及參數、連接關係見發明人已獲授權的專利《CN201710336561.2一種平衡氨法脫硫迴圈液中Cl-、F-含量的方法及裝置》，其以其整體藉由引用併入本文。以控制預洗迴圈液中氯離子含量2,000-3,200mg/L，吸收迴圈液中氯離子500-980mg/L，預洗迴圈液中氟離子濃度100-240mg/L。

3、一種氨法脫硫控制吸收過程氣溶膠產生的方法的製程流程及參數

以上方法或裝置的具體製程流程為：硫回收尾氣、製程空氣混合後的製程氣9從預洗區4進入，被預洗區4迴圈洗滌液降溫洗滌，同時濃縮迴圈洗滌液，煙氣再分別經吸收區5被吸收迴圈液7洗滌脫硫、細微顆粒物控制區6被細微顆粒物迴圈洗滌液15除去細微顆粒物後排出；預洗區4迴圈洗滌液主要從細微顆粒物迴圈洗滌液15補入，使用細微顆粒物迴圈洗滌液15和/或製程水23沖洗塔壁等結垢，吸收迴圈液藉由細微顆粒物迴圈洗滌液15和/或製程水23補充。

吸收迴圈液7在氧化裝置2氧化，並從氧化裝置2不同位置抽取不同成分的溶液分別去吸收區5、細微顆粒物控制區6進行迴圈。

製程水23從細微顆粒物控制區6、細微顆粒物洗滌迴圈槽3補入；第二級細微顆粒物洗滌迴圈液15(稀硫酸銨-亞硫酸銨混合溶液)藉由管道與第一級細微顆粒物洗滌迴圈液15(高濃度硫酸銨-亞硫酸銨混合溶液)混合後再進入吸收塔1細微顆粒物控制區6噴淋層。

吸收劑為20%氨水，補入預洗區4、氧化裝置2，用含有亞硫酸銨的吸收迴圈液脫除煙氣中的二氧化硫，氨加入氧化裝置轉變為亞硫酸銨後再進行氨法脫硫，同時在預洗區、蒸發結晶系統加入氨以保證產品硫酸銨中游離酸指標不超過標準。標準可以是產品的0.2% w/w。標準可以是產品的0.3% w/w。該標準可以在GB535-95中闡述，其以其整體藉由引用併入本文。該標準可以在T/CPCIF006-2017中提出，其以其整體藉由引用併入本文。

氧化空氣加入氧化裝置2，氧化裝置2出口氣體引入吸收塔1吸收區5、預洗區4，以對吸收液進行自然氧化。

該吸收塔1的空塔氣速為2.54m/s；，設計硫回收尾氣流量75,000Nm³/h，設計SO₂濃度18,000mg/Nm³，總塵濃度

10mg/Nm³。

測試期間，淨煙氣SO₂42mg/Nm³，總塵(含氣溶膠)6.9mg/Nm³，氨逃逸2.8mg/Nm³。

藉由配風和預洗迴圈液20冷卻和吸收迴圈液7冷卻控制吸收溫度在48-52℃。

主要藉由氧化裝置2強制氧化、吸收區4自然氧化、控制製程氣氧含量，預洗溫度、吸收溫度等手段控制分區溶液成分。

4、實施效果

採用實施例的裝置和方法對不同工況的煙氣進行氨法脫硫除塵，表2為測試方法及測試儀器，表3為運行參數和測試結果。

因此，提供了用於在源處控制氨逃逸和氣溶膠產生的裝置和方法。本領域技術人員將理解，本發明可以藉由不同於所描述的示例來實施，所描述的示例是出於說明而非限制的目的而呈現的。本發明僅由所附申請專利範圍限定。

1:吸收塔

2:氧化裝置

3:細微顆粒物洗滌迴圈槽

4:預洗區

5:吸收區

6:細微顆粒物控制區

7:吸收迴圈液

8:淨煙氣出口

9:製程氣

10:預洗噴淋層

11:吸收噴淋層

12:細微顆粒噴淋層a

13:細微顆粒噴淋層b

14:除霧器

15:細微顆粒迴圈洗滌液

17:氣液分離器a

18:氣液分離器b

19:氣液分散強化器

21:氨

22:氧化空氣

23:製程水

24:硫銨後處理系統

28:迴圈水系統

30:吸收區換熱裝置

31:製程風機

Claims (39)

1. 一種用於從一煙氣中吸收二氧化硫的裝置，該裝置包括：配置為接收該煙氣的一反應器；一噴淋層，其設置在該反應器中並且被配置為使該煙氣與一含氨液體接觸，該含氨液體含有亞硫酸銨並且在一定溫度下從該煙氣吸收二氧化硫；一控制器，其被配置為：將進入該反應器的包含該煙氣的一製程氣體的氧含量限制為不大於12體積%的含量；和回應於來自該反應器的流出物中的過量氣溶膠含量而降低該溫度；一氧化系統，其被配置為氧化該液體；和一輔助系統，其被配置為從該液體得到含有硫酸銨的產品；其中該氧化系統包括氧化槽，其中該氧化槽包括：一分離器；和，在該第一路徑中，氧化空氣源；其中該第二路徑經過該分離器的外部；其中：沿該第二路徑不提供氧化的空氣；和在該第一輸出的使用過的吸收液被完全氧化。
2. 如請求項1所述的裝置，其中該輔助系統包括：一硫酸銨後處理系統；一氨供應系統；和一製程水系統。
3. 如請求項1所述的裝置，其中：該反應器包括一吸收塔，該吸收塔包括：一預洗區；一吸收區；和一細微顆粒物控制區；其中：每個區包括一或複數噴淋層；一第一氣液分離器設置在該吸收區和該預洗區之間；和一第二氣液分離器設置在該吸收區和該細微顆粒物控制區之間。
4. 如請求項3所述的裝置，其中：一第三氣液分離器設置在該吸收區內；和一第四氣液分離器設置在該細微顆粒物控制區內。
5. 如請求項3所述的裝置，其中：在該吸收區內，在每層噴淋層中：液氣比不小於0.4L/Nm³；和平均噴淋覆蓋率不小於200%；和，在細微顆粒物控制區內，在每層噴淋層中：液氣比不小於0.42L/Nm³；和平均噴淋覆蓋率不小於150%。
6. 如請求項3所述的裝置，其中該氧化系統包括一氧化槽，該氧化槽被配置為：接收一吸收後的吸收迴圈液； 該吸收後的吸收液的一第一部分通過一第一路徑迴圈；和該吸收液的一第二部分通過一第二路徑迴圈；和提供：從該第一路徑至該細微顆粒物控制區的一第一輸出；和，從該第二路徑至該吸收區的一第二輸出；其中由該第一輸出流出的溶液比由該第二輸出流出的溶液的亞硫酸銨氧化率高。
7. 如請求項6所述的裝置，其中該氧化槽包括：若干層氣-液分散強化器；一第一輸出埠，其沿著該陣列設置在一第一位置處；和被配置為提供該第一輸出；一第二輸出埠，其沿著該陣列設置在一第二位置處；和被配置為提供該第二輸出；和一加氨室，其限定用於以下物質通過的小孔：從該室加氨到該第一路徑的氨；和引入到該室中的使用過的吸收液；其中該第二位置輸出的吸收液氧化率比該第一位置輸出的吸收液低。
8. 如請求項3所述的裝置，其中該塔配置為：使一煙氣以0.8m/s-4m/s的表觀氣體流速流動；和接收SO₂濃度高達30,000mg/Nm³的煙氣。
9. 如請求項3所述的裝置，其中該流出物具有不大於100mg/Nm³的SO₂含量。
10. 如請求項9所述的裝置，其中該流出物具有不大於35mg/Nm³的SO₂含量。
11. 如請求項8所述的裝置，其中該流出物的總粉塵含量不超過20mg/Nm³。
12. 如請求項11所述的裝置，其中該流出物的總粉塵含量不超過5mg/Nm³。
13. 如請求項3所述的裝置，其中該塔被配置為排出氨逃逸不超過8mg/Nm³的流出物。
14. 如請求項13所述的裝置，其中該塔被配置為排出氨逃逸不超過2mg/Nm³的流出物。
15. 如請求項3所述的裝置，還包括：一添加氣體源，其被配置為在該煙氣進入該塔之前使一添加氣體流入該煙氣中，該添加氣體和該煙氣的混合物是製程氣體並且在該塔的入口處具有超過15%的含水量；和一蒸發結晶系統，該蒸發結晶系統被配置為在吸收SO₂之後該含氨液體中從結晶出硫酸銨。
16. 如請求項15所述的裝置，還包括一蒸汽噴射泵，該蒸汽噴射泵是雙效蒸發結晶製程的一部分。
17. 如請求項15所述的裝置，其中該蒸發結晶系統被配置為MVR蒸發結晶製程。
18. 如請求項3所述的裝置，還包括：一添加氣體源，其被配置為在該煙氣進入該塔之前使一添加氣體進入該煙氣中，該添加氣體和該煙氣的混合物是在該塔的入口處具有超過15%的含水量的製程氣體；一熱交換器，其被配置為在該含氨液體被噴淋在該吸收區中之前與該含氨液體交換熱量；和一蒸發結晶系統，其被配置為在該含氨液體中吸收SO₂之後從吸收液中得到硫酸銨結晶。
19. 如請求項3所述的裝置，還包括：一添加氣體源，其被配置為在該煙氣進入該吸收塔之前使一添加氣體混入該煙氣中，該添加氣體和該煙氣的混合物在該吸收塔的入口處具有超過15%的含水量的製程氣體；一熱交換器，其被配置為在該含氨液體被噴淋在該吸收區之前與該含氨液體交換熱量；一熱交換器，其被配置為在預洗流體被噴淋在該預洗區之前與該預洗流體交換熱量；和一蒸發結晶系統，其被配置為在該含氨液體中吸收SO₂之後從吸收液中得到硫酸銨結晶。
20. 如請求項3所述的裝置，還包括一空氣分配裝置，該空氣分配裝置被配置為：在一煙氣進入塔之前，使一空氣加入煙氣中，以形成一製程氣體；和 將該空氣分配裝置下游和該吸收塔上游的該製程氣體的氧含量限制為不大於12體積%；其中該煙氣在與該空氣混合之前具有超過15體積%的水含量。
21. 如請求項20所述的裝置，其中該氧含量在3-9%範圍內。
22. 如請求項21所述的裝置，還包括一冷凝裝置，該冷凝裝置被配置為：冷卻該製程氣體；和降低該製程氣體的濕度。
23. 如請求項3所述的裝置，還包括：與該煙氣流體連通的一空氣分配器；和一預洗區熱交換器，其被配置為冷卻進入該塔的預洗迴圈液；其中該空氣分配器被配置為當該煙氣具有超過18體積%的水含量時，將混合了一空氣與該煙氣的製程氣體的水含量保持在不超過10體積%。
24. 如請求項23所述的裝置，還包括：一吸收區熱交換器，其被配置為冷卻進入該塔的吸收液；其中該空氣分配器被配置為當該煙氣具有超過18體積%的水含量時將該製程氣體的水含量保持在不超過10體積%。
25. 一種用於從一煙氣吸收二氧化硫的方法，該方法包括：使該煙氣流過一反應器；在該反應器中，在一定溫度下，在一含氨的迴圈液體中吸收來自煙氣的二氧化硫，該含氨的迴圈液體包含亞硫酸銨；收集一液體； 將進入反應器的製程氣體的氧含量限制到不大於12體積%的含量；和回應於來自該反應器的流出物中的過量氣溶膠，降低該吸收溫度；其中：該降低包括降低該液體的溫度；和降低該液體的溫度包括使該液體通過一迴圈水冷卻器冷卻；該方法還包括：向該迴圈水冷卻器提供一冷卻水；和，用製程水替換一部分冷卻水以控制該冷卻水中的離子濃度；其中降低該液體的溫度包括使該液體通過該迴圈水冷卻器冷卻。
26. 如請求項25所述的方法，還包括在該流動之前，將一空氣與該煙氣混合以形成該製程氣體；其中該降低包括降低該空氣的溫度。
27. 如請求項25所述的方法，其中該替換包括從一蒸汽冷凝物處理系統獲得製程水，該蒸汽冷凝物處理系統被配置為從硫酸銨漿料獲得蒸汽。
28. 如請求項26所述的方法，還包括藉由將熱量從該煙氣傳遞至該液體來使該液體中的硫酸銨結晶；其中降低該液體的溫度包括：增加該空氣的流速；和降低空氣的濕度。
29. 如請求項25所述的方法，其中將溫度降低至45-53℃範圍內。
30. 如請求項25所述的方法，其中將氧含量限制為不大於8%的含量。
31. 如請求項25所述的方法，其中： 該吸收包括在具有不同組成的階段中提供含氨液體；和該吸收具有：吸收溫度；和吸收氧含量，其被控制使得：從一煙氣中除去不少於90%的二氧化硫；和反應器流出物的粉塵含量不大於50mg/Nm³。
32. 如請求項26所述的方法，其中該製程氣體包括在4%至15%範圍內的水含量。
33. 如請求項31所述的方法，還包括：使用該階段，控制選自下組的物質的梯度：亞硫酸銨；亞硫酸氫銨；和硫酸銨；在該吸收之前：將空氣與該煙氣混合以形成一製程氣體；和冷卻和淨化該製程氣體；使該製程氣體與以下物質接觸：在一或複數階段中包括亞硫酸銨和硫酸銨的含氨液體；和然後，在一或複數階段中包括亞硫酸銨和硫酸銨的一細微顆粒物洗滌迴圈液，其中：該階段； 冷卻和淨化；和吸收不少於90%的二氧化硫。
34. 如請求項33所述的方法，進一步包括調節煙氣與空氣流量的比例以將該製程氣體的氧含量控制到不大於12%的水準。
35. 如請求項31所述的方法，其中：該提供包括基於以下各項來選擇：該煙氣的入口二氧化硫濃度；和出口排放濃度；一吸收段的數量；該吸收段的數量大於二；該吸收段中的一吸收液的成分包括：0.15-4.95%的亞硫酸銨；和5-38%的硫酸銨；和該吸收段包括：上段吸收迴圈液；和下段吸收迴圈液；和上段吸收迴圈液的亞硫酸銨含量低於下段吸收迴圈液的亞硫酸銨含量。
36. 如請求項31所述的方法，其中：該提供包括基於以下各項來選擇：該煙氣的入口二氧化硫濃度；和出口排放濃度；一吸收段的數量； 該吸收段的數量大於二；該吸收段中的一的成分包括：0.15-4.95%的亞硫酸銨；和5-38%的硫酸銨；和該吸收段包括：上段吸收迴圈液；和下段吸收迴圈液；和上段吸收迴圈液的pH值低於下段吸收迴圈液的pH值。
37. 如請求項33所述的方法，其中該階段中的一段使用細微顆粒物洗滌迴圈液，該細微顆粒物洗滌迴圈液包括：0.003-1%的亞硫酸銨；和0.3-38%的硫酸銨；和範圍1-6的pH值。
38. 如請求項28所述的方法，還包括當一煙氣的水含量大於15%時：藉由向該煙氣中添加具有不大於5%的水蒸氣體積含量的一乾燥氣體，將該混合氣的水含量降低至8%至13%；和控制氧含量不超過12%。
39. 如請求項38所述的方法，其中該乾燥氣體包括一空氣。