用于硫磺回收尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统及方法与流程

本发明涉及一种硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统及方法，属于石油炼制工业中酸性气回收装置排放气的二氧化硫脱除技术领域。

背景技术：

随着我国工业化的发展，工业生产中的烟气排放量越来越大，对生态环境的破坏也越来越严重，已经影响到人民的正常生活。而对于石油炼制工业来说，硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气是全厂二氧化硫的集中排放源之一，必须要有行之有效的脱硫方法控制二氧化硫的排放。使用氨法脱硫相对于钠法和钙法脱硫，没有废液和废固产生，所需的氨可就近来自硫磺回收装置酸性水气提塔，脱硫后产生的硫酸铵溶液可用于浓缩结晶，生产硫氨化肥，因而具有明显的优势，但氨法脱硫存在着氨逃逸可能。

目前硫磺回收装置均按照《大气污染物综合污染物排放标准》(GB 16297-1996)而设计。上游来的酸性气先经过Clause硫磺回收单元和尾气处理单元处理，硫元素回收率不小于99.8%，排放的尾气经焚烧炉处理后，烟气中SO₂含量为520-560mg/Nm³（干基）；当尾气处理单元离线时，烟气中SO₂含量将高达29000mg/Nm³（干基），甚至更高，不能满足新颁布的《石油炼制工业污染物排放标准》(GB 31570-2015) 大气污染物排放限值，因而需要改造升级。

从原理上说，氨法脱硫是以(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃混合溶液为基础，在吸收塔中与烟气中的SO₂进行反应的过程，并以适宜的方式持续补充适量的氨或氨水，以维持吸收循环液中(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃之间的最佳比例。

烟气的主要成份有N₂、CO₂、H₂O、O₂，另外还有待脱除的SO₂和少量SO₃（约占SO₂体积比1.7%左右）。在(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃溶液中，主要成分有(NH₄)₂SO₃、NH₄HSO₃、SO2和NH3。(NH₄)₂SO₃和NH₄HSO₃以离子形态存在，由于离子不挥发，以稳定态存在：

(NH₄)₂SO₃（水溶液）→2 NH₄⁺ + SO₃^2-（1）

NH₄H（水溶液）→NH₄⁺ + HSO₃^-（2）

HSO₃^-（水溶液）↔H⁺ + SO₃^2-（3）

而SO₂和NH₃在溶液中以分子形态存在，分子由于受到溶液的温度及电离平衡的影响，以及气相（烟气）中分压的影响，有可能挥发，所以呈游离态或自由态：

NH₃+ H₂O ↔ NH₄⁺ + OH^-（（4）

SO₂+ H₂O ↔HSO₃^- +H⁺（5）

H₂O ↔H⁺ + OH^-（6）

（1）和（2）电离方程式是不可逆的，（3）~（6）电离方程式是可逆的。

氨法脱硫就是NH₃-SO₂-H₂O的三元物系的气液相平衡问题，包括液相内部的电离平衡和气液相平衡。准确理解氨法脱硫，并进行热量平衡、物料平衡（水和硫元素）、烟气与循环液之间SO₂-NH₃-H₂O的相平衡计算，进而合理确定操作参数是保证脱硫效果和控制氨逃逸的关键。

硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气，不同于燃煤锅炉烟气，其温度较高，一般在200-300℃；硫含量变化范围大，可在500-29000mg/NM³之间；而且水分含量高（13%-10%）、不含有烟尘。在氨法脱硫工程中，热平衡和水平衡互相制约，当脱硫塔顶排烟温度设定过高时，脱硫效果和氨逃逸不能达到要求；当脱硫塔顶排烟温度设定过低时，脱硫塔内水会逐渐累积，不能维持脱硫稳定操作，所以，必须从热量平衡、物料平衡（水和硫元素）、烟气与循环液之间相平衡综合考虑。

技术实现要素：

本发明针对硫磺回收装置尾气焚烧炉烟气的特点，提供一种基于热量平衡、物料平衡（水和硫元素）、烟气与循环液（SO₂-NH₃-H₂O）之间相平衡以及循环液内部的弱酸弱碱的电离计算方法的硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统和方法，以解决现有技术脱硫不稳定和烟囱冒白烟的问题。

本发明采用如下技术方案：一种用于硫磺回收尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统，包括脱硫塔，脱硫塔的下部设有进气口、顶部设有烟窗，所述脱硫塔包括从下到上依次设置减温增湿段、脱硫段、水洗段，所述减温增湿段包括增湿液喷嘴，所述脱硫段包括自上而下设置的脱硫液分布器、脱硫填料层和脱硫液收集器，所述水洗段包括自上而下设置的除沫器、水洗液分布器、水洗填料层和水洗液收集器，所述脱硫塔外设有分别与减温增湿段、脱硫段、水洗段连接的增湿液循环回路、脱硫液循环回路、水洗液循环回路，所述增湿液循环回路上设有增湿液循环泵和减温增湿循环液冷却器，所述脱硫液循环回路上设有脱硫液缓冲罐、脱硫液循环泵和脱硫液冷却器，所述水洗液循环回路上有水洗液缓冲罐和水洗液循环泵。

所述脱硫液循环回路上连接有通入到所述减温增湿段中的硫胺液补充管路，该硫胺液补充管路上设有氧化缓冲罐和硫胺液补充泵，所述水洗液循环管路上连接有通入到所述脱硫液缓冲罐中的水洗液交换管路。

所述脱硫塔上位于所述烟窗和水洗段之间的位置设有烟气再热器。

所述脱硫塔外设有与所述进气口连接的烟气余热回收器，所述烟气再热器与所述烟气余热回收器通过循环管道连接组成一个闭合的系统。

所述脱硫塔外设有与所述烟气再热器通过循环管路连接的蒸汽发生器，所述蒸汽发生器用于与外界工厂废气管道连接，所述蒸汽发生器通入到烟气再热器的管路上用于与外界低压余热蒸汽连接。

所述脱硫填料层中的填料采用比表面积为125-350 m²/ m³的塑料规整填料，脱硫填料层的填料高度为6米；所述水洗填料层中的填料采用比表面积为125-350 m²/ m³的塑料规整填料，水洗填料层的填料高度为2米，所述增湿液喷嘴包括2~3层上下设置的喷嘴。

一种用于硫磺回收尾气焚烧炉的烟气脱硫方法，其包括以下步骤：（1）原始烟气先进入烟气余热回收系统进行初步降温，烟气再进入脱硫塔减温增湿段，减温增湿循环液通过喷嘴喷出，形成水幕，利用减温增湿循环液对烟气降温加湿，烟气温度降低至50-80℃，然后烟气进入脱硫段，减温增湿循环液降落至脱硫塔塔釜，由增湿液循环泵驱动，经过减温增湿循环液冷却器，再次进入塔内喷嘴，由此循环；（2）烟气再从减温增湿段进入脱硫塔脱硫段，脱硫液由脱硫段顶部的脱硫液分布器均匀分布在脱硫填料层，烟气和脱硫液在脱硫填料层逆流接触，然后烟气进入水洗段，脱硫液经脱硫段下部的脱硫液收集器流出脱硫塔外，进入脱硫液缓冲罐，由脱硫液循环泵驱动，经过脱硫液冷却器散热，再次进入脱硫段，由此循环；（3）烟气再从脱硫段进入脱硫塔水洗段进行洗涤，水洗液由水洗段顶部的水洗液分布器均匀分布在水洗填料层，烟气和水洗液在水洗填料层逆流接触，吸收烟气中的逃逸氨，将烟气中剩余的SO₂脱除，烟气经过水洗段上部的除沫器后，烟气中200μm及以下的液滴被拦截下来，水洗液经水洗段下部的水洗液收集器流出脱硫塔外，进入水洗液缓冲罐，由水洗液循环泵驱动，再次进入水洗段，由此循环；（4）烟气最后通过烟气再热器，烟气被加热达70-100℃后从烟囱排出消除冒白烟问题；烟气最后通过烟气再热器利用了原烟气进塔降温的热量或利用工厂废热，不需要额外的热量；上述步骤中，减温增湿段、脱硫段、水洗段的烟气出口温度高于原始烟气中水的露点，且减温增湿段、脱硫段、水洗段的烟气出口温度逐渐减小。

所述减温增湿循环液采用25%-40%硫酸铵溶液，减温增湿循环液入口温度在40-50℃，减温增湿循环液的喷淋量为1-5L/ Nm³；所述脱硫液采用S/C值在0.6-0.65、浓度为5%-15%的NH₄HSO₃-（NH₄）₂SO₃溶液，脱硫液入口温度40-50℃，脱硫液喷淋量为1-5L/ Nm³；所述水洗液的进口温度为50℃，水洗液采用S/C值在0.65-0.8、浓度为1%-2%的NH₄HSO₃-（NH₄）₂SO₃溶液。

当脱硫塔正常运行时，所述脱硫液的喷淋量为1-3L/ Nm³，当脱硫塔不运行时，所述脱硫液的喷淋量为3-5L/ Nm³。

在脱硫过程中，将水洗液和脱硫液进行交换；在减温增湿段，将减温增湿循环液连续或者间断地排到脱硫塔外；整个脱硫过程中，从外界向水洗循环罐内补水，补水量等于脱硫塔塔釜抽出的硫酸铵溶液带走的水量，每小时0.3-1.0m³/h。

本发明中热量平衡、物料平衡及相平衡包括整个脱硫系统的平衡和各功能区的平衡，以此为基础确定各功能区的操作参数。基于上述的平衡计算，确定了脱硫系统构成，包括脱硫塔、烟气余热回收器、烟气再热器、废气余热蒸汽发生器、增湿液循环泵、减温增湿循环液冷却器、脱硫缓冲罐、脱硫液循环泵、脱硫循环液冷却器、水洗缓冲罐、水洗液循环泵、氧化缓冲罐、硫铵液补充泵等。基于上述平衡计算，设定脱硫塔包含减温增湿段、预脱硫段、脱硫段、水洗段，上述各段的烟气出口温度要略高于原始烟气中的水的露点，且幅度逐渐递减，以水与硫元素的持续动态平衡，且满足在水洗段适量补水，脱硫塔塔釜适量的以合理的浓度抽出副产物硫酸铵水溶液。基于上述平衡计算，确定减温增湿段烟气出口温度由烟气余热回收器和减温增湿循环液冷却器两者共同控制，或者单独由后者来控制。另外，设定了减温增湿循环液的浓度范围和循环量范围，以维持整个系统的稳定操作。基于上述平衡计算，确定脱硫段烟气出口温度由脱硫循环液冷却器控制，并设定了脱硫循环液的浓度范围和循环量范围，确定了传质结构和传质单元高度。

在减温增湿段，上游的尾气焚烧炉均采用燃料气燃烧，所产生的烟气的主要成份为CH₄、H₂、少量N₂和CO₂等惰性气体，因而烟气中的水含量明显高于燃煤锅炉烟气，其水露点一般在47.5℃-50.5℃之间。在减温增湿段若单纯的依靠硫酸氨溶液进行喷淋，借助水蒸发来降低烟气温度，则平衡温度在60℃-65℃，这个温度下的烟气进入脱硫段，则无论脱硫效果还是烟气中的逃逸量均满足不了新的排放标准；迫不得以，则需在水洗段大量补充水，进而往脱硫段溢流，强行压低脱硫段的烟气温度，带来的后果是脱硫塔釜的硫酸铵溶液变得很稀，失去其利用价值。故有很有必要在烟气入口增加烟气余热回收器，将烟气温度降至150℃左右，并发生120~130℃蒸汽，此蒸汽可以复热净烟气，可以用于下游的硫铵结晶，也可以并入上游的硫磺回收低压蒸汽系统。

除了设置烟气余热回收器，本发明还设置减温增湿循环液冷却器。同时，基于脱硫段与降温增湿段的物料动态平衡，脱硫段的烟气温度应比降温增湿段的出口烟气温度略低，所以也完全有必要在脱硫循环液回路上增加冷却器。

本发明在脱硫循环回路上设置了氧化缓冲罐，这是因为在脱硫系统中，(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃溶液才是有效成份，硫铵溶液基本对脱硫效果没有贡献，它的存在反而增加了溶液中NH₄⁺和SO₄^2-离子的浓度，对氨逃逸和SO₂吸收均是不利因素，对(NH₄)₂SO₃的氧化有阻尼作用。故在脱硫塔外单独设置了亚硫酸氢铵氧化缓冲罐，并在此将亚硫酸氢铵中和并氧化成硫酸铵。

在水洗段，采用稀的(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃溶液作为洗涤液，增加脱硫效果；在水洗段上部设置丝网除沫器，辅以适当气液分离空间即可将净化后的烟气中夹带的5μm以上的液滴脱除，进一步降低烟气中总硫含量，而且阻力小，结构简单。

相较于早期的喷射式氨法烟气脱硫，将氨气按照与SO₂ 摩尔比2：1的量直接喷到被水饱和的烟气中进行脱硫（有资料表明当温度在54℃以下，此种脱硫方法几乎没有脱硫效果，即没有NH₄HSO₃的生成），本发明方法将氧化和减温增湿段分开，首先在烟气减温增湿段利用不含NH₃和硫酸氨溶液使烟气降温避免气溶胶生成；另外尽可能降低脱硫段的温度，既有利于SO₂的吸收又可以阻止烟气中气溶胶的生成。即使有少量气溶胶，也会在填料型式的脱硫段和水洗段中溶解进入循环液中。脱硫段和水洗段若采用空塔喷淋型式则不具有这种优势。硫磺回收尾气中不含有粉尘，也非常适合使用填料塔的脱硫。

整个脱硫过程中系统的补充水量将从外界加入到水洗循环罐内，需要补充的水量为脱硫塔塔釜抽出的硫酸铵溶液带走的水量，每小时0.3-1.0m³/h，取决于脱硫塔排烟温度与原始烟气中水的露点的差。经过处理，脱硫塔顶烟气的SO₂含量小于50mg/Nm³（干基），氨含量小于5-10mg/Nm³（干基）。

本发明设置烟气余热回收器，不仅有利于烟气降温和节水，还有利于降低气溶胶的产生，防止氨逃逸，提升脱硫效果。在脱硫塔顶设置烟气再热器时，可使烟气温度达到70-90℃，消灭烟雨、烟雾，显著改善排烟视觉影响，减缓空气中雾霾的形成基础，同时减小补水量和减温增湿循环液冷却器消耗的循环水量。可以降低水耗40%以上。

本发明的脱硫系统中，在脱硫塔外设置了烟气余热回收器，废气余热蒸汽发生器，烟气再热器，有利于烟气的降温和系统的节水，防止氨逃逸，降低了气溶胶的形成，提升了脱硫效果；如单独设置了烟气余热回收器时，便可发生低压蒸汽或热水。脱硫塔顶烟气再热器可用工厂废气余热或余热发生的蒸汽或废弃的排放低压蒸汽作为加热源。烟气再热器可将烟气进行复热，以改善排烟烟雨冒白烟的影响，减缓空气中雾霾的形成，同时减小补水量和减温增湿循环液冷却器消耗的循环水量。

附图说明

图1是本发明硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统的实施例1的系统流程图；

图2是本发明硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统的实施例2的系统流程图；

图3是本发明硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统的实施例4的系统流程图。

附图中，101-烟气余热回收器，102-烟气再热器，103-循环水泵，104-蒸汽罐，106-蒸汽发生器，107-废气管道，108-低压蒸汽，201-喷嘴，202-增湿液循环泵，203-减温增湿循环液冷却器，301-脱硫液分布器，302-脱硫填料层，303-脱硫液收集器，304-脱硫液缓冲罐，305-脱硫液循环泵，306-脱硫液冷却器，401-除沫器，402-水洗液分布器，403-水洗填料层，404-水洗液收集器，405-水洗液缓冲罐，406-水洗液循环泵，501-氧化缓冲罐，502-硫铵液补充泵，601烟窗。

具体实施方式

下面结合附图和具体实施例对本发明进行详细说明。

本发明硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统的实施例1如图1所示：

本实施例中用于硫磺回收尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统，包括脱硫塔，脱硫塔塔径基于流体流动阻力、气液相间传质及各功能区的烟气夹带液滴大小综合需求来确定，气体动能因子小于1.65，优选在1.35-1.5之间。脱硫塔的下部设有进气口、顶部设有烟窗601，所述脱硫塔包括从下到上依次设置减温增湿段、脱硫段、水洗段。所述脱硫塔外设有分别与减温增湿段、脱硫段、水洗段连接的增湿液循环回路、脱硫液循环回路、水洗液循环回路。

所述减温增湿段包括增湿液喷嘴201，所述增湿液喷嘴201包括2~3层上下设置的喷嘴，本实施例优选的采用两层喷嘴。所述增湿液循环回路上设有增湿液循环泵202和减温增湿循环液冷却器203，减温增湿段与脱硫塔外部的增湿液循环泵202、减温增湿循环液冷却器203通过管道连接组成一个闭合循环系统。

所述脱硫段包括自上而下设置的脱硫液分布器301、脱硫填料层302和脱硫液收集器303，脱硫液收集器303位于减温增湿段和脱硫段之间，用于隔断脱硫段的液体进入减温增湿段，同时保证气体可以通过，所述脱硫填料层302中的填料为比表面积为125-350 m²/ m³的塑料规整填料，脱硫填料层的填料高度为6米。所述脱硫液循环回路上设有脱硫液缓冲罐304、脱硫液循环泵305和脱硫液冷却器306，脱硫段与脱硫塔外部的脱硫液缓冲罐304、脱硫液循环泵305、脱硫液冷却器306通过管道连接组成一个闭合的循环系统。

所述水洗段位于脱硫段的上部，并与脱硫段相连通，所述水洗段包括自上而下设置的除沫器401、水洗液分布器402、水洗填料层403和水洗液收集器404，水洗液收集器404位于脱硫段和水洗段之间，用于隔断水洗段的液体进入脱硫段，同时保证气体可以通过。本实施例中的除沫器401采用丝网除沫器，所述水洗填料层403中的填料为比表面积为125-350 m²/ m³的塑料规整填料，水洗填料层403的填料高度为2米。所述水洗液循环回路上有水洗液缓冲罐405和水洗液循环泵406，水洗段与脱硫塔外部的水洗液缓冲罐405、水洗液循环泵406通过管道组成一个闭合的循环系统。

所述脱硫液循环回路上连接有通入到所述减温增湿段中的硫胺液补充管路，该硫胺液补充管路上设有氧化缓冲罐501和硫胺液补充泵502，所述水洗液循环管路上连接有通入到所述脱硫液缓冲罐304中的水洗液交换管路。

所述脱硫塔上位于所述烟窗601和水洗段之间的位置设有烟气再热器102，所述脱硫塔外设有与所述烟气进气口连接的烟气余热回收器101，所述烟气再热器101与所述烟气余热回收器102通过循环管道连接组成一个闭合的系统。

在14万吨硫磺回收装置尾气焚烧炉烟气脱硫实例中，尾气焚烧炉烟气量（湿基）56400 Nm³/h，水份体积含量12.3%-10.7%，二氧化硫含量520-29800mg/Nm³（干基），温度200-300℃。从尾气焚烧炉来的烟气，先经过烟气余热回收器101进行初步降温，温度降至100-200℃，然后烟气由脱硫塔的减温增湿段中部进入脱硫塔，减温增湿循环液通过上部的喷嘴201喷出，形成水幕，烟气穿过水幕，温度进一步降低至50-70℃，略高于原始烟气中水的露点温度，以维持减温增湿段和脱硫段之间的动态物料平衡（水和硫元素），并利于脱硫段脱硫效果；然后烟气进入脱硫段，而减温增湿循环液降落至塔釜，由增湿液循环泵202驱动，经过减温增湿液冷却器203，再次进入脱硫塔内喷嘴201进行循环。减温增湿段烟气的出口温度由烟气余热回收器101和减温增湿液冷却器203两者联合控制，或者单独由减温增湿液冷却器来控制，以维持减温增湿段的热量平衡，这个热量平衡对整个脱硫系统保持持续稳定的操作至关重要。

烟气进入脱硫段，脱硫段烟气的进口温度在50-70℃，脱硫液由脱硫段顶部的脱硫液分布器301均匀分布在脱硫填料层302，烟气和脱硫液在填料层302逆流接触，达到脱硫目的。脱硫液经下部脱硫液收集器303流出塔外，进入脱硫液缓冲罐304，由脱硫液泵305驱动，经过脱硫液冷却器306撤热，再次进入塔内脱硫液分布器301。经过脱硫段的烟气中SO₂达标，烟气出口温度约50℃。

烟气再进入水洗段，此时烟气温度约50℃，水洗液由水洗段顶部的水洗液分布器402均匀分布在水洗填料层403，烟气和水洗液在水洗填料层403逆流接触，在此吸收烟气中的逃逸氨，而且将烟气中剩余的SO₂脱除。烟气经过上部气液分离空间和丝网除沫器401，使5μm及以上的液滴被拦截下来。水洗液经水洗段下部的水洗液收集器404流出脱硫塔外，进入水洗液缓冲罐405，由水洗液循环泵406驱动，再次进入水洗段，由此循环。所述丝网除沫器401可由聚丙烯等非金属材料构成，可将5μm及以上的液滴被拦截下来，并辅以工艺水喷头，间断冲洗附着的NH₄HSO₃固体粉末。

上述的减温增湿循环液采用25%-40%硫酸铵溶液，优选的采用30%-35%硫酸铵溶液；减温增湿循环液入口温度在40-50℃，优选为40-45℃；减温增湿循环喷淋量1-5L/ Nm3；所述脱硫液采用NH₄HSO₃-(NH₄)2SO₃溶液，浓度5%-15%，S/C值在0.6-0.7，脱硫液入口温度40-50℃，脱硫液喷淋量在1-5L/ Nm³（当硫磺回收装置的尾气处理单元正常运行时，所述脱硫循环液的喷淋量为1-3L/Nm³，当硫磺回收装置的尾气处理单元不运行时，所述脱硫液的喷淋量为3-5L/Nm³）；水洗液的进口温度约为50℃，采用NH₄HSO₃-(NH₄)₂SO₃溶液，浓度1%-2%，S/C值在0.6-0.8。本系统中，水洗液和脱硫液适时适量进行交换以维持S/C值。

本实施例的工作原理和有益效果在于：在减温增湿段，上游的尾气焚烧炉均采用燃料气燃烧，所产生的烟气的主要成份为CH₄、H₂、少量N₂和CO₂等惰性气体，因而烟气中的水含量明显高于燃煤锅炉烟气，其水露点一般在47.5℃-50.5℃之间。在减温增湿段若单纯的依靠硫酸氨溶液进行喷淋，借助水蒸发来降低烟气温度，则平衡温度在60℃-65℃，这个温度下的烟气进入脱硫段，则无论脱硫效果还是烟气中的逃逸量均满足不了新的排放标准；迫不得以，则需在水洗段大量补充水，进而往脱硫段溢流，强行压低脱硫段的烟气温度，带来的后果是脱硫塔釜的硫酸铵溶液变得很稀，失去其利用价值。故有很有必要在烟气入口增加烟气余热回收器，将烟气温度降至150℃左右，并发生120~130℃蒸汽，此蒸汽可以复热净烟气，可以用于下游的硫铵结晶，也可以并入上游的硫磺回收低压蒸汽系统。

除了设置烟气余热回收器，本实施例还设置减温增湿循环液冷却器。同时，基于脱硫段与降温增湿段的物料动态平衡，脱硫段的烟气温度应比降温增湿段的出口烟气温度略低，所以也完全有必要在脱硫循环液回路上增加冷却器。

本实施例还在脱硫循环回路上设置了亚硫酸氢铵氧化缓冲罐，这是因为在脱硫系统中，(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃溶液才是有效成份，硫铵溶液基本对脱硫效果没有贡献，它的存在反而增加了溶液中NH₄⁺和SO₄^2-离子的浓度，对氨逃逸和SO₂吸收均是不利因素，对(NH₄)₂SO₃的氧化有阻尼作用。故在脱硫塔外单独设置了亚硫酸氢铵氧化缓冲罐，并在此将亚硫酸氢铵中和并氧化成硫酸铵。

在水洗段，采用稀的(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃溶液作为洗涤液，增加脱硫效果；在水洗段上部设置丝网除沫器，辅以适当气液分离空间即可将净化后的烟气中夹带的5μm以上的液滴脱除，进一步降低烟气中总硫含量，而且阻力小，结构简单。

相较于早期的喷射式氨法烟气脱硫，将氨气按照与SO₂ 摩尔比2：1的量直接喷到被水饱和的烟气中进行脱硫（有资料表明当温度在54℃以下，此种脱硫方法几乎没有脱硫效果，即没有NH₄HSO₃的生成），本发明方法将氧化和减温增湿段分开，首先在烟气减温增湿段利用不含NH₃和硫酸氨溶液使烟气降温避免气溶胶生成；另外尽可能降低脱硫段的温度，既有利于SO₂的吸收又可以阻止烟气中气溶胶的生成。即使有少量气溶胶，也会在填料型式的脱硫段和水洗段中溶解进入循环液中。脱硫段和水洗段若采用空塔喷淋型式则不具有这种优势。硫磺回收尾气中不含有粉尘，也非常适合使用填料塔的脱硫。

整个脱硫过程中系统的补充水量将从外界加入到水洗循环罐内，需要补充的水量为脱硫塔塔釜抽出的硫酸铵溶液带走的水量，每小时0.3-1.0m³/h，取决于脱硫塔排烟温度与原始烟气中水的露点的差。经过处理，脱硫塔顶烟气的SO₂含量小于50mg/Nm³（干基），氨含量小于5-10mg/Nm³（干基）。

本实施例设置烟气余热回收器，不仅有利于烟气降温和节水，还有利于降低气溶胶的产生，防止氨逃逸，提升脱硫效果。在脱硫塔顶设置烟气再热器时，可使烟气温度达到70-90℃，消灭烟雨、烟雾，显著改善排烟视觉影响，减缓空气中雾霾的形成基础，同时减小补水量和减温增湿循环液冷却器消耗的循环水量。可以降低水耗40%以上。

本发明硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统的实施例2如图2所示：

与实施例1不同的是，本实施例中的烟气再热器（102）和烟气余热回收器（101）独立运行，烟气再热器（102）上连接有循环水泵（103）和蒸汽管（104），在脱硫塔外设有与烟气再热器（102）通过循环管路连接的蒸汽发生器（106），所述蒸汽发生器（106）用于与外界工厂废气管道（107）连接，所述蒸汽发生器（106）通入到烟气再热器（102）的管路上用于与外界低压余热蒸汽（108）连接。本实施例中，利用外界工厂废气或者外界低压蒸汽加热脱硫完成后的烟气，外界工厂废气先经过蒸汽发生器产生蒸汽，利用蒸汽和烟气再热器换热，最终使脱硫完成后的烟气温度升高。本实施例其余结构与实施例1相同，此处不再赘述。

本发明硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统的实施例3如图3所示：

与实施例1不同的是，本实施例中的烟气再热器（102）和烟气余热回收器（101）独立运行，烟气再热器（102）上连接有循环水泵（103）和蒸汽管（104），本实施例的烟气再热器（102）直接与外界工厂废气管道（107）连接，利用外界工厂的废气对脱硫完成后的烟气再加热，脱硫完成后的烟气再加热后经烟窗排放到大气中。本实施例其余结构与实施例1相同，此处不再赘述。

在本发明硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统的其它实施例中，可以将烟气再热器上连接的循环水泵和蒸汽管替换为风机和空气管。

本发明硫磺回收装置尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统方法的一种实施例为：

本实施例的用于硫磺回收尾气焚烧炉的烟气脱硫消雾霾系统方法包括以下步骤：（1）原始烟气先进入烟气余热回收系统进行初步降温，烟气再进入脱硫塔减温增湿段，减温增湿循环液通过喷嘴喷出，形成水幕，利用减温增湿循环液对烟气降温加湿，烟气温度降低至50-80℃，然后烟气进入脱硫段，减温增湿循环液降落至脱硫塔塔釜，由增湿液循环泵驱动，经过减温增湿循环液冷却器，再次进入塔内喷嘴，由此循环；（2）烟气再从减温增湿段进入脱硫塔脱硫段，脱硫液由脱硫段顶部的脱硫液分布器均匀分布在脱硫填料层，烟气和脱硫液在脱硫填料层逆流接触，然后烟气进入水洗段，脱硫液经脱硫段下部的脱硫液收集器流出脱硫塔外，进入脱硫液缓冲罐，由脱硫液循环泵驱动，经过脱硫液冷却器散热，再次进入脱硫段，由此循环；（3）烟气再从脱硫段进入脱硫塔水洗段进行洗涤，水洗液由水洗段顶部的水洗液分布器均匀分布在水洗填料层，烟气和水洗液在水洗填料层逆流接触，吸收烟气中的逃逸氨，将烟气中剩余的SO₂脱除，烟气在经过水洗段上部的除沫器后，使200μm及以下的液滴被拦截下来，水洗液经水洗段下部的水洗液收集器流出脱硫塔外，进入水洗液缓冲罐，由水洗液循环泵驱动，再次进入水洗段，由此循环；（4）烟气最后通过烟气再热器，温度加热达70-100℃后从烟囱排出；上述步骤中，减温增湿段、脱硫段、水洗段的烟气出口温度高于原始烟气中水的露点，且减温增湿段、脱硫段、水洗段的烟气出口温度逐渐减小。

减温增湿循环液采用25%-40%硫酸铵溶液，优选的采用30%-35%硫酸铵溶液；减温增湿循环液入口温度在40-50℃，优选为40-45℃；减温增湿循环喷淋量1-5L/ Nm³；所述脱硫循环液采用NH₄HSO₃-（NH₄）2SO₃溶液，浓度5%-15%，S/C值在0.6-0.7，脱硫液入口温度40-50℃，脱硫液喷淋量在1-5L/ Nm³（当硫磺回收装置的尾气处理单元正常运行时，所述脱硫液的喷淋量为1-3L/Nm³，当硫磺回收装置的尾气处理单元不运行时，所述脱硫液的喷淋量为3-5L/Nm³）；水洗液的进口温度约为50℃，采用NH₄HSO₃-（NH₄）₂SO₃溶液，浓度1%-2%，S/C值在0.6-0.8。

当脱硫塔正常运行时，所述脱硫液的喷淋量为1-3L/ Nm³，当脱硫塔不运行时，所述脱硫液的喷淋量为3-5L/ Nm³。

本系统中，水洗液和脱硫液适时适量进行交换以维持S/C值。在脱硫过程中，将水洗液和脱硫液进行交换；在减温增湿段，将减温增湿循环液连续小量地或者间断排到脱硫塔外，用于硫酸铵结晶，以维持系统内硫元素的平衡。

整个脱硫过程中，从外界向水洗循环罐内补水，补水量等于脱硫塔塔釜抽出的硫酸铵溶液带走的水量，每小时0.3-1.0m³/h。补水量取决于脱硫塔排烟温度与原始烟气中水的露点的差值。烟气在减温增湿段的出口温度由烟气余热回收器和减温增湿循环液冷却器两者联合控制，或者单独由减温增湿循环液冷却器来控制，以维持减温增湿段的热量平衡。

脱硫缓冲罐容积与硫磺回收装置的尾气处理单元不运行的时间相匹配，尾气处理单元不运行时脱硫循环液不抽出。