一种高硫烟气的氨法脱硫系统和方法与流程

本发明属于化工和环保技术领域，尤其是涉及一种高硫烟气的氨法脱硫系统和方法。

背景技术：

电厂或热电厂锅炉，以及钢铁厂烧结机，或其他燃用含硫燃料的设备产生的烟气中都含有二氧化硫，根据燃料含硫量的大小，烟气中so2含量在300-15000mg/nm³，一般小于2000称低硫烟气，2000-4000之间成为中硫烟气，4000以上称为高硫烟气。

烟气脱硫是环保领域的一个关键也是应用广泛的技术。但是，烟气脱硫装置不仅是一个环保装置，也可以看着为一个生产装置。采用不同的脱硫原料，比如石灰石，氧化镁和氨，可以分别得到石膏，硫酸镁和硫酸铵，都是可以作为商品销售的化学品。石膏可作水泥的缓凝添加剂，用量可高到5％，市场用量很大，硫酸镁可以作为镁肥，硫酸铵本身就是化肥，也可作为复合肥的配方，市场用量很大。因此，含硫量越高，脱硫装置越加可以被看着为一个生产装置。

作为生产装置，产品的价值越高越好。所述的烟气脱硫技术中，在我国，由于我国是人口、粮食和化肥大国，具有丰富的氨资源，发展和推广氨法脱硫技术具有明显的环境、经济和社会意义。但是，由于氨的易挥发特点，现有的氨法脱硫技术主要适合于低硫烟气，对于中硫，尤其是高硫烟气，容易出现氨逃逸和气溶胶，以及脱硫效率低和氨原料利用率低的问题，导致氨法脱硫技术难以大规模推广应用，尤其难以进入大型火力发电领域。

技术实现要素：

本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种可实现高硫烟气的高效脱硫和so2的资源化回收的高硫烟气的氨法脱硫系统和方法。

本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：一种高硫烟气的氨法脱硫系统，以氨、工艺水和空气为原料，其特征在于，包括三个循环系统：第一个循环系统为降温浓缩结晶系统，第二个循环系统为主吸收氧化系统，第三个循环系统为辅吸收氧化系统，高硫烟气依次进入所述降温浓缩结晶系统、主吸收氧化系统和辅吸收氧化系统，工艺水依次进入所述辅吸收氧化系统、主吸收氧化系统和降温浓缩结晶系统，氨和空气同时进入所述主吸收氧化系统和辅吸收氧化系统。

所述的主吸收氧化系统包括圆筒形的主吸收段和主氧化段，所述主吸收段内部包括有主吸收液喷淋层，所述主氧化段内部包括有主空气曝气器，所述主氧化段的外部和所述主吸收段的外部通过主吸收液循环管道和主吸收液循环泵相连接，所述主氧化段连接有空气输入管，所述主氧化段或所述主吸收液循环管道上还连接有原料氨的输入管；

所述辅吸收氧化系统包括圆筒形的辅吸收段和辅氧化段，所述辅吸收段内部包括有辅吸收液喷淋层，所述辅氧化段内部包括有辅空气曝气器，所述辅述氧化段的外部和所述辅吸收段的外部通过辅吸收液循环管道和辅吸收液循环泵相连接，所述辅氧化段连接有空气输入管，所述辅氧化段或所述辅吸收液循环管道上还连接有原料氨的输入管；

所述降温浓缩结晶系统包括圆筒型的降温浓缩段和结晶池段，所述降温浓缩段的内部包括有浆液喷淋层，所述结晶池段内部包括有搅拌器，在结晶池段的外部和降温浓缩段的外部通过浆液循环管道和浆液循环泵相连接，在所述降温浓缩段和所述结晶池段之间设有高硫烟气的进口。

在所述降温浓缩段中，还设置有除雾器，在所述除雾器的上方或下方设置有冲洗喷淋构件，且所述冲洗喷淋构件通过液体管路经过冲洗泵与所述主氧化段相连接。

在所述主吸收液喷淋层的上方设置有除雾器，在所述辅吸收液喷淋层的上方设置有除雾器。

还包括硫铵提取循环系统，该硫铵提取系统包括浆液浓密器，离心机，干燥机和包装机，所述结晶池段通过出料循环泵与所述硫铵提取系统的浆液浓密器相连，该浆液浓密器的稠液口与所述离心机相连，所述离心机的固体出料口与所述干燥机相连，所述干燥机的固体出料口与所述包装机相连，所述浆液浓密器的清液口和所述离心机的母液出料口与所述结晶池段相连。

还包括电除雾器，该电除雾器包括有放电阴极线和收尘阳极管，所述收尘阳极管用添加有碳纤维的玻璃钢制成，所述电除雾器连接在所述辅吸收氧化系统和烟囱之间。

一种采用上述任一所述系统进行高硫烟气的氨法脱硫方法，其特征在于，包括以下步骤：

(1)烟气降温预洗涤：高硫烟气进入降温浓缩结晶系统的烟气进口，向上流动，与浆液喷淋层喷淋下来的硫铵浆液接触，传质传热，高硫烟气温度降低且湿度增加，且高硫烟气中的尘及强酸性气体被洗涤进入浆液；

(2)硫铵结晶：所述硫铵浆液在所述结晶池段，经过所述浆液循环泵，流经所述浆液循环管道，循环输送到所述浆液喷淋层，经过浆液喷淋层的雾化喷嘴变为液滴，向下流动，与高温热烟气逆流接触，传热传质，浆液被浓缩，使其中的硫酸铵浓度超过溶解度，进而结晶析出晶体硫酸铵，得到含有硫铵固体的浆液，该浆液的硫铵含量≧50％，ph≦4.5；

(3)烟气主脱硫：从步骤(1)得到的烟气离开所述降温浓缩段进入所述主吸收氧化系统的主吸收段，向上流动，与所述主吸收液喷淋层喷淋下来的液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；该吸收液回流到所述主氧化段，被所述主空气曝气器鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述主吸收液循环管道由所述主吸收液循环泵循环输送到所述主吸收液喷淋层，连续脱硫，所述吸收液中的硫铵含量在15-45％之间，ph≦6.0，所述主吸收氧化系统的脱硫效率大于90％；

(4)烟气辅脱硫：从步骤(3)得到的烟气离开所述主吸收段进入所述辅吸收氧化系统的辅吸收段，向上流动，与所述辅吸收液喷淋层喷淋下来的液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；该吸收液回流到所述辅氧化段，被所述辅空气曝气器鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述辅吸收液循环管路由所述辅吸收液循环泵循环输送到所述辅吸收液喷淋层，连续脱硫，所述吸收液中硫铵含量≦10％，ph≦5.5；经过所述辅吸收氧化系统后，烟气中的so2含量≦100mg/nm³，尘含量≦30mg/nm³；

(5)水平衡控制：控制所述结晶池段，所述主氧化段和所述辅氧化段的液位维持所述高硫烟气氨法脱硫系统的水平衡；所述结晶池段的液位由所述主氧化段经过所述液体管路和所述冲洗泵输送的硫铵溶液的流量调节来控制；所述主氧化段的液位由所述辅氧化段输送到所述主吸收氧化系统的硫铵溶液的流量调节来控制；所述辅氧化段的液位由加入到所述辅氧化段的工艺水的流量调节来控制；

(6)硫铵提取：从步骤(2)得到的含有硫铵固体的浆液通过所述出料循环泵送到所述硫铵提取循环系统，依次经过所述浆液浓密器、离心机、干燥机和包装机，得到硫铵产品；所述浆液浓密器的清液和所述离心机的母液回流到所述结晶池段，再浓缩结晶。

还包括烟气超净除尘步骤，从步骤(4)得到的脱硫后烟气进入所述电除雾器，经过高压放电处理，除去烟气中的超细酸雾颗粒，使净化烟气中的含尘量≦10mg/nm³，再经由所述烟囱排放。

所述结晶池段，主氧化段和辅氧化段中的硫铵溶液的ph值分别在3.5-4.5，5.2-6.0和4.0-6.0之间。

所述净化烟气经由所述烟囱排放，so2含量≦35mg/nm³，尘含量≦5mg/nm³。

与现有技术相比，本发明的有益效果是，高硫烟气依次经过降温浓缩结晶，主吸收氧化和辅吸收氧化这三个循环系统，实现so2的高效脱除且减少了氨逃逸和排烟的气溶胶污染，且系统运行稳定可靠。

附图说明

图1为本发明的第一种工艺流程简图；

图2为本发明的第二种工艺流程简图；

图3为本发明的第三种工艺流程简图；

图4为本发明的第四种工艺流程简图。

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。

实施例1

一个火力发电厂，两台300mw机组，燃煤含硫量2％，每台烟气流量为120万nm³/hr，烟气含硫量为4800mg/nm³，烟气温度130℃，脱硫系统为一炉一线，采用如图1所示的高硫烟气氨法脱硫系统，以氨为脱硫剂，辅以工艺水和空气，包括三个循环系统：第一个循环系统为降温浓缩结晶系统100，第二个循环系统为主吸收氧化系统200，第三个循环系统为辅吸收氧化系统300，三个循环系统分别独立设置；

其中：主吸收氧化系统200包括圆筒形的主吸收段210和主氧化段220，主吸收段210内部包括有主吸收液喷淋层211，主氧化段220内部包括有主空气曝气器221，主氧化段220的外部和所述主吸收段210的外部通过主吸收液循环管道240和主吸收液循环泵250相连接，主氧化段220连接有空气输入管，主氧化段220上还连接有原料氨的输入管；在主吸收段210内部的主吸收液喷淋层211的上方设置有除雾器，以便消除主吸收液喷淋层211喷淋产生的雾。

辅吸收氧化系统300包括圆筒形的辅吸收段310和辅氧化段320，辅吸收段310内部包括有辅吸收液喷淋层311，辅氧化段220内部包括有辅空气曝气器321，辅氧化段320的外部和辅吸收段310的外部通过辅吸收液循环管道340和辅吸收液循环泵350相连接，辅氧化段320连接有空气输入管，辅氧化段320上还连接有原料氨的输入管；在辅吸收段310内部的辅吸收液喷淋层311的上方也设置有除雾器，以便消除辅吸收液喷淋层311喷淋产生的雾。

降温浓缩结晶系统100包括圆筒型的降温浓缩段110和结晶池段120，降温浓缩段110的内部包括有浆液喷淋层111，结晶池段120内部包括有搅拌器121，结晶池段120的外部和降温浓缩段110的外部通过浆液循环管道140和浆液循环泵150相连接，在降温浓缩段110和结晶池段120之间设有高硫烟气的进口130。在降温浓缩段110中，还设置有除雾器，在除雾器的上方设置有冲洗喷淋构件，且冲洗喷淋构件的液体来自于主氧化段。

该系统还包括硫铵提取循环系统600，硫铵提取系统600包括浆液浓密器，离心机，干燥机和包装机，结晶池段120通过出料循环泵610与硫铵提取系统600的浆液浓密器相连，浆液浓密器的稠液口与离心机相连，离心机的固体出料口与干燥机相连，干燥机的固体出料口与包装机相连，浆液浓密器的清液口和离心机的母液出料口与结晶池段120相连。

该系统还包括电除雾器400，电除雾器400包括有放电阴极线和收尘阳极管，阳极管用添加有碳纤维的玻璃钢制成，电除雾器400连接在辅吸收氧化系统300和烟囱500之间。

高硫烟气依次进入降温浓缩结晶系统100、主吸收氧化系统200和辅吸收氧化系统300，工艺水依次进入所述辅吸收氧化系统300、主吸收氧化系统200和降温浓缩结晶系统100，氨和空气同时进入所述主吸收氧化系统200和辅吸收氧化系统300；使高硫烟气依次经过降温浓缩结晶，主吸收氧化和辅吸收氧化这三个循环系统，实现so2的高效脱除且减少了氨逃逸和排烟的气溶胶污染，具体应用上述系统进行高硫烟气氨法脱硫，包括以下步骤：

(1)烟气降温预洗涤：原料高硫烟气进入所述降温浓缩结晶系统100的烟气进口130，向上流动，与所述浆液喷淋层111喷淋下来的硫铵浆液接触，传质传热，烟气温度降低且湿度增加，且烟气中的尘及强酸性气体被洗涤进入浆液；

(2)硫铵结晶：所述结晶池段120有硫铵浆液，该硫铵浆液来源于浆液喷淋层111喷淋下来液体与高硫烟气逆流接触后得到硫铵浆液流至结晶池段120，以及从主氧化段220通过液体管路21和冲洗泵22输入降温浓缩结晶系统100顶部冲洗喷淋构件113后留下的流体，该流体经除雾器112除雾，并与进口130流入的高硫烟气逆流接触，得到硫铵浆液流至结晶池段120，所述结晶池段120的硫铵浆液经过所述浆液循环泵150，流经所述浆液循环管道140，循环输送到所述浆液喷淋层111，经过所述浆液喷淋层111的雾化喷嘴变为液滴，向下流动，与高温热烟气逆流接触，传热传质，浆液被浓缩，使其中的硫酸铵浓度超过溶解度，进而结晶析出晶体硫酸铵，得到含有硫酸铵固体的浆液，该浆液的硫酸铵含量为50％，ph为4.5；

(3)烟气主脱硫：从步骤(1)得到的烟气离开所述降温浓缩段110进入所述主吸收氧化系统200的主吸收段210，向上流动，与所述主吸收液喷淋层211喷淋下来的吸收液液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；该吸收液回流到所述主氧化段220，被所述主空气曝气器221鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述主吸收液循环管路240由所述主吸收液循环泵250循环输送到所述主吸收液喷淋层211，连续脱硫，所述吸收液中的硫铵含量为20％，ph为5.5，所述主吸收氧化系统的脱硫效率为91％；

(4)烟气辅脱硫：从步骤(3)得到的烟气离开所述主吸收段210进入所述辅吸收氧化系统300的辅吸收段310，向上流动，与所述辅吸收液喷淋层311喷淋下来的吸收液液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；该吸收液回流到所述辅氧化段320，被所述辅空气曝气器321鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述辅吸收液循环管路340由所述辅吸收液循环泵350循环输送到所述辅吸收液喷淋层311，连续脱硫，所述吸收液中硫铵含量为9％，ph为5.0；经过所述辅吸收氧化系统300后，烟气中的so2含量在33.6mg/nm³以下，尘含量在25mg/nm³以下；

(5)水平衡控制：控制所述结晶池段120，所述主氧化段220和所述辅氧化段320的液位维持所述高硫烟气氨法脱硫系统的水平衡；所述结晶池段120的液位由所述主氧化段220经过所述液体管路21和所述冲洗泵22输送的硫铵溶液的流量调节来控制；所述主氧化段220的液位由所述辅氧化段320输送到所述主吸收氧化系统200的硫铵溶液的流量调节来控制；所述辅氧化段320的液位由加入到所述辅氧化段320的工艺水的流量调节来控制；

(6)硫铵提取：从步骤(2)得到的含有硫酸铵固体的硫铵浆液通过所述出料循环泵610送到所述硫铵提取循环系统600，依次经过所述浆液浓密器、离心机、干燥机和包装机，得到硫铵产品；所述浆液浓密器的清液和所述离心机的母液回流到所述结晶池段120，再浓缩结晶。

该脱硫方法还包括烟气超净除尘步骤，从步骤(4)得到的脱硫后烟气进入所述电除雾器400，经过高压放电处理，除去烟气中的超细酸雾颗粒，使净化烟气中的含尘量降至4.3mg/nm³以下，再经由所述烟囱500排放。

应用本发明的高硫烟气氨法脱硫系统和方法，可以实现烟囱500出口烟气so2含量33.6mg/nm³，含尘量4.3mg/nm³的排放目标，其产量为硫铵23.83吨/hr，全年按6000小时发电，全年硫铵产量为14.3万吨。

实施例2

一个火力发电厂，两台600mw机组，燃煤含硫量3.5％，每台烟气流量为225万nm3/hr，烟气含硫量为9200mg/nm3，烟气温度135℃，脱硫系统为一炉一线，采用如图2所示的高硫烟气氨法脱硫系统，以氨为脱硫剂，辅以水和空气，包括三个循环系统：第一个循环系统为降温浓缩结晶系统100，第二个循环系统为主吸收氧化系统200，第三个循环系统为辅吸收氧化系统300。与实施例1不同的是，本实施例中的主吸收氧化系统200的圆筒形的主吸收段210与降温浓缩结晶系统100共用一个塔，且主吸收氧化系统200的圆筒形的主吸收段210在降温浓缩结晶系统100的上方，之间有风帽分隔板分隔。

其中，主吸收氧化系统200包括圆筒形的主吸收段210和主氧化段220，主吸收段210内部包括有主吸收液喷淋层211，主氧化段220内部包括有主空气曝气器221，主氧化段220的外部和所述主吸收段210的外部通过主吸收液循环管道240和主吸收液循环泵250相连接，主氧化段220连接有空气输入管，主吸收液循环管道240上还连接有原料氨的输入管；在主吸收段210内部的主吸收液喷淋层211的上方设置有除雾器，在辅吸收段310内部的辅吸收液喷淋层311的上方设置有除雾器。

辅吸收氧化系统300包括圆筒形的辅吸收段310和辅氧化段320，辅吸收段310内部包括有辅吸收液喷淋层311，辅氧化段220内部包括有辅空气曝气器321，辅氧化段320的外部和辅吸收段310的外部通过辅吸收液循环管道340和辅吸收液循环泵350相连接，辅氧化段320连接有空气输入管，辅吸收液循环管道340上还连接有原料氨的输入管；

降温浓缩结晶系统100包括圆筒型的降温浓缩段110和结晶池段120，降温浓缩段110的内部包括有浆液喷淋层111，结晶池段120内部包括有搅拌器121，结晶池段120的外部和降温浓缩段110的外部通过浆液循环管道140和浆液循环泵150相连接，在降温浓缩段110和结晶池段120之间是所述高硫烟气的进口130。在降温浓缩段110中，还设置有除雾器，在除雾器的上方设置有冲洗喷淋构件，所需冲洗喷淋液体来自于主氧化段220。

该系统还包括硫铵提取循环系统600，硫铵提取系统600包括浆液浓密器，离心机，干燥机和包装机，结晶池段120通过出料循环泵610与硫铵提取系统600的浆液浓密器相连，浆液浓密器的稠液口与离心机相连，离心机的固体出料口与干燥机相连，干燥机的固体出料口与包装机相连，浆液浓密器的清液口和离心机的母液出料口与结晶池段12)相连。

该系统还包括电除雾器400，电除雾器400包括有放电阴极线和收尘阳极管，阳极管用添加有碳纤维的玻璃钢制成，电除雾器400连接在辅吸收氧化系统300和烟囱500之间。

高硫烟气依次进入降温浓缩结晶系统100、主吸收氧化系统200和辅吸收氧化系统300，工艺水依次进入所述辅吸收氧化系统300、主吸收氧化系统200和降温浓缩结晶系统100，氨和空气同时进入所述主吸收氧化系统200和辅吸收氧化系统300；使高硫烟气依次经过降温浓缩结晶，主吸收氧化和辅吸收氧化这三个循环系统，实现so2的高效脱除且减少了氨逃逸和排烟的气溶胶污染，具体应用上述系统进行高硫烟气氨法脱硫，包括以下步骤：

(1)烟气降温预洗涤：原料高硫烟气进入所述降温浓缩结晶系统100的烟气进口130，向上流动，与所述浆液喷淋层111喷淋下来的硫铵浆液接触，传质传热，烟气温度降低且湿度增加，且烟气中的尘及强酸性气体被洗涤进入浆液；

(2)硫铵结晶：所述硫铵浆液在所述结晶池段120，经过所述浆液循环泵150，流经所述浆液循环管道140，循环输送到所述浆液喷淋层111，经过所述浆液喷淋层111的雾化喷嘴变为液滴，向下流动，与高温热烟气逆流接触，传热传质，所述浆液被浓缩，使其中的硫酸铵浓度超过溶解度，进而结晶析出晶体硫酸铵，得到含有硫铵固体的浆液，所述浆液的硫铵含量为50％，ph为4.5；

(3)烟气主脱硫：从步骤(1)得到的烟气离开所述降温浓缩段110进入所述主吸收氧化系统200的主吸收段210，向上流动，与所述主吸收液喷淋层211喷淋下来的液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；该吸收液回流到所述主氧化段220，被所述主空气曝气器221鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述主吸收液循环管路240由所述主吸收液循环泵250循环输送到所述主吸收液喷淋层211，连续脱硫，所述吸收液中的硫铵含量为30％，ph为5.0，所述主吸收氧化系统的脱硫效率为90％；

(4)烟气辅脱硫：从步骤(3)得到的烟气离开所述主吸收段210进入所述辅吸收氧化系统300的辅吸收段310，向上流动，与所述辅吸收液喷淋层311喷淋下来的液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；所述吸收液回流到所述辅氧化段320，被所述辅空气曝气器321鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述辅吸收液循环管路340由所述辅吸收液循环泵350循环输送到所述辅吸收液喷淋层311，连续脱硫，所述吸收液中硫铵含量为8％，ph为5.5；经过所述辅吸收氧化系统300后，烟气中的so2含量在46mg/nm³以下，尘含量在20mg/nm³以下；

(5)水平衡控制：控制所述结晶池段120，所述主氧化段220和所述辅氧化段320的液位维持所述高硫烟气氨法脱硫系统的水平衡；所述结晶池段120的液位由所述主氧化段220经过所述液体管路21和所述冲洗泵22输送的硫铵溶液的流量调节来控制；所述主氧化段220的液位由所述辅氧化段320输送到所述主吸收氧化系统200的硫铵溶液的流量调节来控制；所述辅氧化段320的液位由加入到所述辅氧化段320的工艺水的流量调节来控制；

(6)硫铵提取：从步骤(2)得到的含有硫铵固体的硫铵浆液通过所述浆液输送泵送到所述硫铵提取循环系统600，依次经过所述浆液浓密器、离心机、干燥机和包装机，得到硫铵产品；所述浆液浓密器的清液和所述离心机的母液回流到所述结晶池段120，再浓缩结晶。

该脱硫方法还包括烟气超净除尘步骤，从步骤(4)得到的脱硫后烟气进入所述电除雾器400，经过高压放电处理，除去烟气中的超细酸雾颗粒，使净化烟气中的含尘量降至8.1mg/nm³以下，再经由所述烟囱500排放。

采用本发明的高硫烟气氨法脱硫系统和方法，可以实现烟囱500出口烟气so2含量46mg/nm³，含尘量8.1mg/nm³的排放目标，其产量为硫铵85.82吨/hr，全年按6000小时发电，全年硫铵产量为51.49万吨。

实施例3

一个煤化工厂，有4台260吨热电锅炉，3开1被，燃煤含硫量5.0％，每台烟气流量为33万nm3/hr，烟气含硫量为12600mg/nm3，烟气温度145℃，脱硫系统为三炉一线，采用如图3所示的高硫烟气氨法脱硫系统，以氨为脱硫剂，辅以水和空气，包括三个循环系统：第一个循环系统为降温浓缩结晶系统100，第二个循环系统为主吸收氧化系统200，第三个循环系统为辅吸收氧化系统300。与实施例1或2不同的是，本实施例中的辅吸收氧化系统300的圆筒形的辅吸收段310、主吸收氧化系统200的圆筒形的主吸收段210及降温浓缩结晶系统100共用一个塔，且辅吸收氧化系统300的圆筒形的辅吸收段310在主吸收氧化系统200的圆筒形的主吸收段210的上方，主吸收氧化系统200的圆筒形的主吸收段210在降温浓缩结晶系统100的上方，之间有风帽隔板分隔。

主吸收氧化系统200包括圆筒形的主吸收段210和主氧化段220，主吸收段210内部包括有主吸收液喷淋层211，主氧化段220内部包括有主空气曝气器221，主氧化段220的外部和所述主吸收段210的外部通过主吸收液循环管道240和主吸收液循环泵250相连接，主氧化段220连接有空气输入管，主氧化段220上还连接有原料氨的输入管；

辅吸收氧化系统300包括圆筒形的辅吸收段310和辅氧化段320，辅吸收段310内部包括有辅吸收液喷淋层311，辅氧化段220内部包括有辅空气曝气器321，辅氧化段320的外部和辅吸收段310的外部通过辅吸收液循环管道340和辅吸收液循环泵350相连接，辅氧化段320连接有空气输入管，辅氧化段320上还连接有原料氨的输入管；

降温浓缩结晶系统100包括圆筒型的降温浓缩段110和结晶池段120，降温浓缩段110的内部包括有浆液喷淋层111，结晶池段120内部包括有搅拌器121，结晶池段120的外部和降温浓缩段110的外部通过浆液循环管道140和浆液循环泵150相连接，在降温浓缩段110和结晶池段120之间是所述高硫烟气的进口130。

该系统还包括硫铵提取循环系统600，硫铵提取系统600包括浆液浓密器，离心机，干燥机和包装机，结晶池段120通过出料循环泵610与硫铵提取系统600的浆液浓密器相连，浆液浓密器的稠液口与离心机相连，离心机的固体出料口与干燥机相连，干燥机的固体出料口与包装机相连，浆液浓密器的清液口和离心机的母液出料口与结晶池段120相连。

该系统还包括电除雾器400，电除雾器400包括有放电阴极线和收尘阳极管，阳极管用添加有碳纤维的玻璃钢制成，电除雾器400连接在辅吸收氧化系统300和烟囱500之间。

高硫烟气依次进入降温浓缩结晶系统100、主吸收氧化系统200和辅吸收氧化系统300，工艺水依次进入所述辅吸收氧化系统300、主吸收氧化系统200和降温浓缩结晶系统100，氨和空气同时进入所述主吸收氧化系统200和辅吸收氧化系统300；使高硫烟气依次经过降温浓缩结晶，主吸收氧化和辅吸收氧化这三个循环系统，实现so2的高效脱除且减少了氨逃逸和排烟的气溶胶污染，具体应用上述系统进行高硫烟气氨法脱硫，包括以下步骤：

(1)烟气降温预洗涤：原料高硫烟气进入所述降温浓缩结晶系统100的烟气进口130，向上流动，与所述浆液喷淋层111喷淋下来的硫铵浆液接触，传质传热，烟气温度降低且湿度增加，且烟气中的尘及强酸性气体被洗涤进入浆液；

(2)硫铵结晶：所述硫铵浆液在所述结晶池段120，经过所述浆液循环泵150，流经所述浆液循环管道140，循环输送到所述浆液喷淋层111，经过所述喷淋层110的雾化喷嘴变为液滴，向下流动，与高温热烟气逆流接触，传热传质，所述浆液被浓缩，使其中的硫酸铵浓度超过溶解度，进而结晶析出晶体硫酸铵，得到含有硫铵固体的浆液，所述浆液的硫铵含量为50％，ph为4.5；

(3)烟气主脱硫：从步骤(1)得到的烟气离开所述降温浓缩段110进入所述主吸收氧化系统200的主吸收段210，向上流动，与所述主吸收液喷淋层211喷淋下来的液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；所述吸收液回流到所述主氧化段220，被所述主空气曝气器221鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述主吸收液循环管路240由所述主吸收液循环泵250循环输送到所述主吸收液喷淋层211，连续脱硫，所述吸收液中的硫铵含量为30％，ph为5.0，所述主吸收氧化系统的脱硫效率为90％；

(4)烟气辅脱硫：从步骤(3)得到的烟气离开所述主吸收段210进入所述辅吸收氧化系统300的辅吸收段310，向上流动，与所述辅吸收液喷淋层311喷淋下来的液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；所述吸收液回流到所述辅氧化段320，被所述辅空气曝气器321鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述辅吸收液循环管路330由所述辅吸收液循环泵340循环输送到所述辅吸收液喷淋层311，连续脱硫，所述吸收液中硫铵含量为8％，ph为5.5；经过所述辅吸收氧化系统300后，烟气中的so2含量在63mg/nm³以下，尘含量在30mg/nm³以下；

(5)水平衡控制：控制所述结晶池段120，所述主氧化段220和所述辅氧化段320的液位维持所述高硫烟气氨法脱硫系统的水平衡；所述结晶池段120的液位由所述主氧化段220经过所述液体管路21和所述冲洗泵22输送的硫铵溶液的流量调节来控制；所述主氧化段220的液位由所述辅氧化段320输送到所述主吸收氧化系统200的硫铵溶液的流量调节来控制；所述辅氧化段320的液位由加入到所述辅氧化段320的工艺水的流量调节来控制；

(6)硫铵提取：从步骤(2)得到的含有硫铵固体的硫铵浆液通过所述浆液输送泵送到所述硫铵提取循环系统600，依次经过所述浆液浓密器、离心机、干燥机和包装机，得到硫铵产品；所述浆液浓密器的清液和所述离心机的母液回流到所述结晶池段120，再浓缩结晶。

该脱硫方法还包括烟气超净除尘步骤，从步骤(4)得到的脱硫后烟气进入所述电除雾器400，经过高压放电处理，除去烟气中的超细酸雾颗粒，使净化烟气中的含尘量降至15.8mg/nm³以下，再经由所述烟囱500排放。

采用本发明的高硫烟气氨法脱硫系统和方法，可以实现出口烟气so2含量63mg/nm³，含尘量15.8mg/nm³的排放目标，其产量为硫铵25.86吨/hr，全年运行按8400小时计算，全年硫铵产量为21.72万吨。

实施例4

一个钢铁厂，有1台360m²烧结机，烟气流量为120万nm³/hr，烟气含硫量为5500mg/nm³，烟气温度150℃，采用如图4所示的高硫烟气氨法脱硫系统，以氨为脱硫剂，辅以水和空气，包括三个循环系统：第一个循环系统为降温浓缩结晶系统100，第二个循环系统为主吸收氧化系统200，第三个循环系统为辅吸收氧化系统300。与实施例1或2或3不同的是，本实施例中的辅吸收氧化系统300的圆筒形的辅吸收段310与主吸收氧化系统200共用一个塔，且辅吸收氧化系统300的圆筒形的辅吸收段310在主吸收氧化系统200的上方，之间有风帽隔板分隔。

主吸收氧化系统200包括圆筒形的主吸收段210和主氧化段220，主吸收段210内部包括有主吸收液喷淋层211，主氧化段220内部包括有主空气曝气器221，主氧化段220的外部和所述主吸收段210的外部通过吸收液循环管道240和主吸收液循环泵250相连接，主氧化段220连接有空气输入管，主氧化段220上还连接有原料氨的输入管；

辅吸收氧化系统300包括圆筒形的辅吸收段310和辅氧化段320，辅吸收段310内部包括有辅吸收液喷淋层311，辅氧化段220内部包括有辅空气曝气器321，辅氧化段320的外部和辅吸收段310的外部通过辅吸收液循环管道340和辅吸收液循环泵350相连接，辅氧化段320连接有空气输入管，辅氧化段320上还连接有原料氨的输入管；

降温浓缩结晶系统100包括圆筒型的降温浓缩段110和结晶池段120，降温浓缩段110的内部包括有浆液喷淋层111，结晶池段120内部包括有搅拌器121，结晶池段120的外部和降温浓缩段110的外部通过浆液循环管道140和浆液循环泵150相连接，在降温浓缩段110和结晶池段120之间是所述高硫烟气的进口130。

该系统还包括硫铵提取循环系统600，硫铵提取系统600包括浆液浓密器，离心机，干燥机和包装机，结晶池段120通过出料循环泵610与硫铵提取系统600的浆液浓密器相连，浆液浓密器的稠液口与离心机相连，离心机的固体出料口与干燥机相连，干燥机的固体出料口与包装机相连，浆液浓密器的清液口和离心机的母液出料口与结晶池段120相连。

该系统还包括电除雾器400，电除雾器400包括有放电阴极线和收尘阳极管，阳极管用添加有碳纤维的玻璃钢制成，电除雾器400连接在辅吸收氧化系统300和烟囱500之间。

高硫烟气依次进入降温浓缩结晶系统100、主吸收氧化系统200和辅吸收氧化系统300，工艺水依次进入所述辅吸收氧化系统300、主吸收氧化系统200和降温浓缩结晶系统100，氨和空气同时进入所述主吸收氧化系统200和辅吸收氧化系统300；使高硫烟气依次经过降温浓缩结晶，主吸收氧化和辅吸收氧化这三个循环系统，实现so2的高效脱除且减少了氨逃逸和排烟的气溶胶污染，具体应用上述系统进行高硫烟气氨法脱硫，包括以下步骤：

(1)烟气降温预洗涤：原料高硫烟气进入所述降温浓缩结晶系统100的烟气进口130，向上流动，与所述浆液喷淋层111喷淋下来的硫铵浆液接触，传质传热，烟气温度降低且湿度增加，且烟气中的尘及强酸性气体被洗涤进入浆液；

(2)硫铵结晶：所述硫铵浆液在所述结晶池段120，经过所述浆液循环泵150，流经所述浆液循环管道140，循环输送到所述浆液喷淋层111，经过所述喷淋层110的雾化喷嘴变为液滴，向下流动，与高温热烟气逆流接触，传热传质，所述浆液被浓缩，使其中的硫酸铵浓度超过溶解度，进而结晶析出晶体硫酸铵，得到含有硫铵固体的浆液，所述浆液的硫铵含量为50％，ph为4.5；

(3)烟气主脱硫：从步骤(1)得到的烟气离开所述降温浓缩段110进入所述主吸收氧化系统200的主吸收段210，向上流动，与所述主吸收液喷淋层211喷淋下来的液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；所述吸收液回流到所述主氧化段220，被所述主空气曝气器221鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述主吸收液循环管路240由所述主吸收液循环泵250循环输送到所述主吸收液喷淋层211，连续脱硫，所述吸收液中的硫铵含量为30％，ph为5.0，所述主吸收氧化系统的脱硫效率为90％；

(4)烟气辅脱硫：从步骤(3)得到的烟气离开所述主吸收段210进入所述辅吸收氧化系统300的辅吸收段310，向上流动，与所述辅吸收液喷淋层311喷淋下来的液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；所述吸收液回流到所述辅氧化段320，被所述辅空气曝气器321鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述辅吸收液循环管路330由所述辅吸收液循环泵340循环输送到所述辅吸收液喷淋层311，连续脱硫，所述吸收液中硫铵含量为8％，ph为5.5；经过所述辅吸收氧化系统300后，烟气中的so2含量在27.5mg/nm³以下，尘含量在20mg/nm³以下；

(5)水平衡控制：控制所述结晶池段120，所述主氧化段220和所述辅氧化段320的液位维持所述高硫烟气氨法脱硫系统的水平衡；所述结晶池段120的液位由所述主氧化段220经过所述液体管路21和所述冲洗泵22输送的硫铵溶液的流量调节来控制；所述主氧化段220的液位由所述辅氧化段320输送到所述主吸收氧化系统200的硫铵溶液的流量调节来控制；所述辅氧化段320的液位由加入到所述辅氧化段320的工艺水的流量调节来控制；

(6)硫铵提取：从步骤(2)得到的含有硫铵固体的硫铵浆液通过所述浆液输送泵送到所述硫铵提取循环系统600，依次经过所述浆液浓密器、离心机、干燥机和包装机，得到硫铵产品；所述浆液浓密器的清液和所述离心机的母液回流到所述结晶池段120，再浓缩结晶。

该脱硫方法还包括烟气超净除尘步骤，从步骤(4)得到的脱硫后烟气进入所述电除雾器400，经过高压放电处理，除去烟气中的超细酸雾颗粒，使净化烟气中的含尘量降至3.8mg/nm³以下，再经由所述烟囱500排放。

采用本发明的高硫烟气氨法脱硫系统和方法，可以实现出口烟气so2含量27.5mg/nm³，含尘量3.8mg/nm³的排放目标，其产量为硫铵13.68吨/hr，全年运行按8400小时计算，全年硫铵产量为11.49万吨。

实施例5

一个碳素厂，生产能力20万吨/年碳素，采用高硫石油焦为原料，烟气流量为50万nm³/hr，烟气含硫量为8000mg/nm³，烟气温度160℃，采用如图1所示的高硫烟气氨法脱硫系统，以氨为脱硫剂，辅以水和空气，包括三个循环系统：第一个循环系统为降温浓缩结晶系统100，第二个循环系统为主吸收氧化系统200，第三个循环系统为辅吸收氧化系统300，三个循环系统分别独立设置。

主吸收氧化系统200包括圆筒形的主吸收段210和主氧化段220，主吸收段210内部包括有主吸收液喷淋层211，主氧化段220内部包括有主空气曝气器221，主氧化段220的外部和所述主吸收段210的外部通过吸收液循环管道240和主吸收液循环泵250相连接，主氧化段220连接有空气输入管，主氧化段220上还连接有原料氨的输入管；

辅吸收氧化系统300包括圆筒形的辅吸收段310和辅氧化段320，辅吸收段310内部包括有辅吸收液喷淋层311，辅氧化段220内部包括有辅空气曝气器321，辅氧化段320的外部和辅吸收段310的外部通过辅吸收液循环管道340和辅吸收液循环泵350相连接，辅氧化段320连接有空气输入管，辅氧化段320上还连接有原料氨的输入管；

降温浓缩结晶系统100包括圆筒型的降温浓缩段110和结晶池段120，降温浓缩段110的内部包括有浆液喷淋层111，结晶池段120内部包括有搅拌器121，结晶池段120的外部和降温浓缩段110的外部通过浆液循环管道140和浆液循环泵150相连接，在降温浓缩段110和结晶池段120之间是所述高硫烟气的进口130。

该系统还包括硫铵提取循环系统600，硫铵提取系统600包括浆液浓密器，离心机，干燥机和包装机，结晶池段120通过出料循环泵610与硫铵提取系统600的浆液浓密器相连，浆液浓密器的稠液口与离心机相连，离心机的固体出料口与干燥机相连，干燥机的固体出料口与包装机相连，浆液浓密器的清液口和离心机的母液出料口与结晶池段120相连。

该系统还包括电除雾器400，电除雾器400包括有放电阴极线和收尘阳极管，阳极管用添加有碳纤维的玻璃钢制成，电除雾器400连接在辅吸收氧化系统300和烟囱500之间。

高硫烟气依次进入降温浓缩结晶系统100、主吸收氧化系统200和辅吸收氧化系统300，工艺水依次进入所述辅吸收氧化系统300、主吸收氧化系统200和降温浓缩结晶系统100，氨和空气同时进入所述主吸收氧化系统200和辅吸收氧化系统300；使高硫烟气依次经过降温浓缩结晶，主吸收氧化和辅吸收氧化这三个循环系统，实现so2的高效脱除且减少了氨逃逸和排烟的气溶胶污染，具体应用上述系统进行高硫烟气氨法脱硫，包括以下步骤：

(1)烟气降温预洗涤：原料高硫烟气进入所述降温浓缩结晶系统100的烟气进口130，向上流动，与所述浆液喷淋层111喷淋下来的硫铵浆液接触，传质传热，烟气温度降低且湿度增加，且烟气中的尘及强酸性气体被洗涤进入浆液；

(2)硫铵结晶：所述硫铵浆液在所述结晶池段120，经过所述浆液循环泵150，流经所述浆液循环管道140，循环输送到所述浆液喷淋层111，经过所述喷淋层110的雾化喷嘴变为液滴，向下流动，与高温热烟气逆流接触，传热传质，所述浆液被浓缩，使其中的硫酸铵浓度超过溶解度，进而结晶析出晶体硫酸铵，得到含有硫铵固体的浆液，所述浆液的硫铵含量为60％，ph为4.0；

(3)烟气主脱硫：从步骤(1)得到的烟气离开所述降温浓缩段110进入所述主吸收氧化系统200的主吸收段210，向上流动，与所述主吸收液喷淋层211喷淋下来的液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；所述吸收液回流到所述主氧化段220，被所述主空气曝气器221鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述主吸收液循环管路240由所述主吸收液循环泵250循环输送到所述主吸收液喷淋层211，连续脱硫，所述吸收液中的硫铵含量为30％，ph为5.0，所述主吸收氧化系统的脱硫效率为94％；

(4)烟气辅脱硫：从步骤(3)得到的烟气离开所述主吸收段210进入所述辅吸收氧化系统300的辅吸收段310，向上流动，与所述辅吸收液喷淋层311喷淋下来的液滴逆流接触，传质吸收so2，得到亚硫铵进入吸收液；所述吸收液回流到所述辅氧化段320，被所述辅空气曝气器321鼓入的空气氧化为硫酸铵，同时加入脱硫原料氨，维持吸收液的ph值，再经所述辅吸收液循环管路330由所述辅吸收液循环泵340循环输送到所述辅吸收液喷淋层311，连续脱硫，所述吸收液中硫铵含量为8％，ph为4.0；经过所述辅吸收氧化系统300后，烟气中的so2含量在40.0mg/nm³以下，尘含量在20mg/nm³以下；

(5)水平衡控制：控制所述结晶池段120，所述主氧化段220和所述辅氧化段320的液位维持所述高硫烟气氨法脱硫系统的水平衡；所述结晶池段120的液位由所述主氧化段220经过所述液体管路21和所述冲洗泵22输送的硫铵溶液的流量调节来控制；所述主氧化段220的液位由所述辅氧化段320输送到所述主吸收氧化系统200的硫铵溶液的流量调节来控制；所述辅氧化段320的液位由加入到所述辅氧化段320的工艺水的流量调节来控制；

(6)硫铵提取：从步骤(2)得到的含有硫铵固体的硫铵浆液通过所述浆液输送泵送到所述硫铵提取循环系统600，依次经过所述浆液浓密器、离心机、干燥机和包装机，得到硫铵产品；所述浆液浓密器的清液和所述离心机的母液回流到所述结晶池段120，再浓缩结晶。

该脱硫方法还包括烟气超净除尘步骤，从步骤4得到的脱硫后烟气进入所述电除雾器400，经过高压放电处理，除去烟气中的超细酸雾颗粒，使净化烟气中的含尘量降至8.5mg/nm³以下，再经由所述烟囱500排放。

采用本发明的系统和方法，可以实现出口烟气so2含量40.0mg/nm³，含尘量8.5mg/nm³的排放目标，其产量为硫铵8.29吨/hr，全年运行按8400小时计算，全年硫铵产量为6.965万吨。

以上详细描述了本发明的较佳具体实施例。应当理解，本领域的普通技术人员无需创造性劳动就可以根据本发明的构思作出诸多修改和变化。因此，凡本技术领域中技术人员依本发明的构思在现有技术的基础上通过逻辑分析、推理或者有限的实验可以得到的技术方案，皆应在由权利要求书所确定的保护范围内。