CN108722163A - 一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法，用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，以控制氨法脱硫吸收过程中产生气溶胶。通过分级溶液成分控制和反应条件控制，实现高效脱硫除尘，在高效脱硫的同时控制吸收过程氨逃逸、气溶胶的产生，初步降温净化后的烟气依次与吸收循环液、细微颗粒物洗涤循环液接触，控制各级溶液成分及反应温度，实现吸收、氧化、浓缩的协同控制，在保证吸收过程吸收效率、控制氨逃逸、气溶胶的同时降低能耗，实现装置长周期稳定运行。

Description

一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法
技术领域
本发明属于环保技术领域，具体涉及一种氨法脱硫控制吸收过程中气溶胶产生的方法。
背景技术
世界各国都不同程度排放二氧化硫，中国二氧化硫排放量巨大，对环境和社会造成了巨大影响，2014年二氧化硫排放总量1974万吨，2015年二氧化硫排放总量1859.1万吨，居世界第一，造成了巨大经济损失，严重影响中国生态环境和人民健康。
目前比较成熟的脱硫技术达上百种，其中湿法脱硫工艺应用最广，占世界脱硫总装机容量的85％左右。常见的湿法烟气脱硫技术有石灰石―石膏法、双碱法、碳酸钠法、氨法、氧化镁法等。氨法脱硫是采用氨作为吸收剂的一种湿法脱硫工艺，该法可利用SO2生产硫酸铵化肥，是一种低能耗、高附加值、实现资源循环利用的绿色烟气治理方案。而化工行业在生产过程中有大量废氨水产生，因此化工行业锅炉尾气采用氨法脱硫有其独特的优势。
氨法脱硫过程主要分吸收、氧化、浓缩(结晶)三个过程，首先用亚硫酸铵吸收二氧化硫得到亚硫酸铵与亚硫酸氢铵混合溶液，加氨中和后又得到亚硫酸铵：
(NH4)2SO3+H2O+SO2＝2NH4HSO3
(NH4)XH(2-x)SO3+(2-x)NH3＝(NH4)2SO3
对溶液通入氧化空气将亚硫酸铵氧化，得到硫酸铵：
(NH4)2SO3+1/2O2＝(NH4)2SO4
硫酸铵溶液经浓缩、结晶、固液分离、干燥即得最终产品硫酸铵。
吸收、氧化、浓缩三个过程看似简单，实际上相互影响，长期以来，为保证吸收效率，吸收液亚硫酸铵及游离氨含量高而硫酸铵含量低，虽然利于吸收，但不利于氧化及浓缩，吸收液pH值～7，由此导致吸收过程中氨逃逸、气溶胶严重。
为确保吸收效率，长期以来通过工艺水冷却、设置再热器、稀硫酸铵溶液降温等措施控制吸收温度在40℃以下，虽然利于吸收，却不利于氧化、浓缩，较低温度下，高浓度的亚硫酸铵不能快速完全被直接氧化成硫酸铵，而是在较低浓度下氧化后通过蒸发浓缩工艺获得产物，其蒸发量大，能耗大且流程长，设备多、占地大，运行费用高，装置的经济性较差。且一般锅炉烟气的水含量都在7％以上，而硫回收尾气、焚烧烟气等工业尾气的水含量甚至超过25％，如果刻意追求吸收效率而降低吸收温度到40℃以下，不仅能耗高，而且烟气中的水会冷凝，导致系统水过剩，必须以废水的形式排出，也不利于除雾器冲洗和塔壁冲洗。对于干法硫酸尾气，由于水含量低、二氧化硫浓度低，将其吸收温度控制在30-50℃即可。
烟气氨法脱硫工艺存在以下技术难题：
1、氨逃逸及气溶胶
与基于石灰石为原料的石灰石-石膏法不同，由于氨易于挥发，吸收液存在游离氨时，在气相中同时存在氨、SO2和SO3，因此，容易形成亚硫酸铵和硫铵雾，并以此雾为核心，烟气中的饱和水蒸汽凝结在这些雾上，形成浓密的白雾，一方面造成氨损失，另一方面造成二次污染。这也是氨法过去长期未能很好解决的第一个关键技术难题。
截至目前氨法脱硫未能有效推广，主要原因是以前的研究重点在于如何捕集吸收过程中产生的气溶胶，而没有从源头上抑制或减少吸收过程中气溶胶的产生，导致系统投资大、运行成本高、操作不稳定。
2、亚硫酸铵氧化
亚硫酸铵氧化和其他亚硫酸盐相比明显不同，一定浓度下，NH4 +对氧化过程有阻尼作用。文献[Chemical Engineering Science，2000]阐述了这一独特性质，NH4 +显著阻碍O2在水溶液中的溶解。当盐浓度小于0.5mol/L(约5％(wt))时，亚硫酸铵氧化速率随其浓度增加而增加，而当超过这个极限值时，氧化速率随浓度增加而降低。此外，当总铵盐浓度3-4mol/L，而亚硫酸铵浓度小于0.15mol/L时，溶液的氧化反应为0级快速反应，即氧化速率与亚硫酸铵含量无关。
亚硫酸铵氧化反应实际上在吸收过程中也会发生，只不过由于烟气中O2含量低，温度低，反应速度慢，但在不断循环的条件下，氧化率一般为40-70％，但将氧化率进一步提高到95％以上，以满足后处理加工要求，仍有较大的难度，现有技术普遍使用氧化槽/氧化段/喷射氧化器，在过量、加压氧化空气条件下，将亚硫酸铵充分氧化，部分技术商选择往吸收液加入催化剂促进氧化，但这样会影响产品品质。
这也是氨法与钙法显著不同的第二个技术困难。
3、尾气夹带氨的回收
与其他碱性物质不同的是，氨易挥发。传统的逆流接触式吸收塔，不论是喷淋塔、填料塔还是板式塔，为保证脱硫效率及最终排放指标，在位于吸收区顶部的接触点，溶液的pH值最高，气体相中SO2浓度最低，氨在气相中的浓度将最高。这意味着氨随尾气溢出脱硫塔的量将很大。这既会造成氨的浪费损失，又会造成新的污染。
上述的难题导致氨法在过去长期未能很好发展的一个重要原因，针对气溶胶及氨逃逸问题，国内外知名研究机构及工程技术公司均提出多种方案予以控制或消除，如湿电、多级水洗、多级除雾或其组合等，但这些方法不是从吸收过程中气溶胶、氨逃逸产生的源头出发加以解决，仅关注吸收过程中逃逸的氨及产生的气溶胶如何消除，使得塔的段数越来越多、系统更加复杂，不仅处理效果不好，而且投资运行成本大幅增加。
氨法脱硫装置的吸收、氧化、浓缩相互影响，吸收要求溶液pH值高、亚硫酸铵含量高，氧化需要总铵盐浓度较低，亚硫酸铵含量低，浓缩要求硫酸铵含量高，控制氨逃逸、气溶胶则要求pH值低、溶液不含游离氨，由于不同过程对溶液的成分要求不同，非常需要更合理的控制气溶胶产生的技术，实现吸收、氧化、浓缩协同控制，在满足排放要求的同时降低投资，简化工艺流程，降低操作难度。
申请号CN02136906.2的中国发明专利提出一种烟气中SO2的脱出和回收方法及装置，控制亚硫酸铵的浓度在0.1-5％(wt)之间，最好在0.5-2.0％之间，以创造最有利于氧化的条件，降低氧化的能耗和投资，确保高的脱硫效率，吸收液氨/硫比＝1.3-1.8(摩尔比)，吸收气/液比为2000-5000(体积比)，利用热烟气热量浓缩硫酸铵溶液，热烟气温度降低到50-55℃，硫酸铵浓度可增加到40-50％(wt)，送往硫铵结晶器，加工成商品硫铵化肥。氧化段设有纵分隔板，使未氧化的亚硫酸铵溶液与氧化的硫铵溶液尽量分开，不发生返混。该法存在1)吸收液浓度低，仅适用于低含硫烟气。2)未关注吸收过程中的氨逃逸及气溶胶产生的控制，需要设置再热器消除白烟。3)结晶受干燥风量及粉尘含量影响，结晶量少且不稳定等缺点。
申请号CN201310634675.7的中国发明专利提出一种脱硫脱硝系统及其脱硫脱硝方法，所述吸收段包括按由下至上的顺序依次设置的一级循环液喷淋层一、一级循环液喷淋层二、填料吸收层和一级循环液喷淋层三，其中所述一级循环液喷淋层一为固定式加氨吸收层，用来高效吸收SO2，该固定式加氨吸收层为单独的加氨吸收循环系统，一级循环液喷淋层二和填料吸收层用来防止氨逃逸和吸收SO2，一级循环液喷淋层三用来防止氨逃逸。但该工艺未明确溶液组成，仅通过分层加氨控制氨逃逸、气溶胶的效果有限。
申请号CN201510009642.2的中国发明专利提出了一种超声波脱硫除尘一体化超低排放方法，设置吸收液液滴洗涤系统对降温脱硫后烟气进行充分洗涤捕捉去除烟气中的吸收液的液滴，然后进行除雾；除雾后烟气再通过吸收液液滴洗涤、除雾；上述初步净化的烟气继续通过凝集或/与凝并使细微颗粒物粒径增大再由凝集或/与层除雾器脱除增大的细微颗粒物；采用多级水洗加多级除雾保证总尘合格，投资大，运行成本高，未从机理上控制氨逃逸、气溶胶的产生。
申请号CN201510680578.0的中国发明专利提出了一种氨法双循环脱硫脱硝除尘系统，包括洗涤吸收塔(1)和氧化循环槽(9)；所述洗涤吸收塔(1)依次由高效除水雾段(2)、强化除氨雾段(3)、吸收液除雾段(4)、二级吸收段(5)、一级吸收段(6)、洗涤降温段(7)组成；在烟气进入所述一级吸收段(6)时，采用密度为1.1～1.15kg/L、pH值为6.5～7的含有硝酸铵的硫酸铵溶液作为吸收液来主要脱除SO2；在烟气进入所述二级吸收段(5)时，采用密度为1.05～1.1kg/L、pH值为5.5～6的含有硝酸铵的硫酸铵溶液作为吸收液来辅助脱除SO2。该工艺流程复杂，吸收过程中氨过量，气溶胶、氨逃逸严重，通过水洗除雾难以保证最终排放指标。
申请号CN201610390173.8的中国发明专利提出一种单塔六段梯级净化脱硫除尘超低排放一体化装置，包括：氧化段、浓缩段、吸收段、净化水洗段、除雾段、隔板以及湿电段；所述湿电段通过静电吸附作用将除雾后烟气中所携带的微小雾滴进一步进行脱除，保证烟气工况变化时实现烟气的达标排放，作为此装置的保险措施使用。此工艺存在投资大、运行成本高、湿电控制氨逃逸气溶胶效果差等缺点。
申请号CN201610177178.2的中国发明专利提出一种实现超低排放的脱硫除尘的组合工艺，装置包括脱硫塔(1)；所述脱硫塔(1)上开设烟气进口(2)和烟气出口(9)；在所述烟气进口(2)与烟气出口(9)之间，按烟气流动方向，依次设置洗涤降温段(3)、一级吸收段(4)、二级吸收段(5)、一级除雾段(6)、二级除雾段(7)和三级除雾段(8)；将燃煤含有SO2的120℃～180℃的烟气经脱硝除尘后，从所述烟气进口(2)进入至所述洗涤降温段(3)中，采用pH值为3～5，密度为1200～1250g/L的硫酸铵溶液进行喷淋，将烟气的温度降低至45℃～60℃；烟气流至所述一级吸收段(4)中，采用pH值为5.5～6.5，密度为1100～1250g/L的吸收液进行喷淋；烟气至二级吸收段(5)时，采用pH值为5.0～5.8，密度为1030～1100g/L的吸收液进行喷淋，然后烟气依次进入一级除雾段(6)、二级除雾段(7)和三级除雾段(8)，从烟气出口(9)排放。通过控制吸收液的密度、pH值等对热烟气进行梯度洗脱，再结合采用特有的除雾器等装置脱除雾滴等，能有效脱除烟气中的硫和烟尘等，实现超低排放。但该工艺未明确溶液组成及吸收温度，仍不能从源头控制氨逃逸、气溶胶的产生。
申请号CN201611014433.8的中国发明专利提出一种降低氨法脱硫气溶胶产生的方法，具体步骤为1)将氨水打入到氨吸塔内，启动一级吸收循环泵进行喷淋洗涤，脱硫烟气中的大部分SO2；2)将氨水打入到氨吸塔内，进行喷淋洗涤，喷淋液与SO2烟气进一步反应，脱除烟气中的污染物；3)经过二级吸收后的烟气通过水洗喷淋装置，将烟气中夹带的气溶胶等杂质进行洗涤；4)最后通过水洗后的烟气通过除沫器将烟气在洗涤、喷淋过程中所夹带的液沫、残留气溶胶等杂质净化，洁净后的尾气达标排放。步骤1)中，严格控制吸收液pH值在5.5～6.5，密度1.15～1.25g/ml。在步骤2)中，严格控制吸收液pH值在5.0～6.0，密度1.0～1.20g/ml。该工艺未明确溶液组成及吸收温度，仍不能从源头完全控制氨逃逸、气溶胶的产生，且简单水洗、除雾后的烟气仍难以满足中国超低排放标准要求或更高要求。
申请号CN201611207184.4的中国发明专利提出一种在氨法脱硫工艺中节水和控制气溶胶现象的工艺，锅炉烟气进入脱硫塔内，喷淋液与含进入脱硫塔内含SO2的烟气进行喷淋，喷淋液采用浓度为5-35％的硫酸铵/亚硫酸铵溶液，再通过填料层与填料层上的冷却水接触再与水洗喷淋层接触，填料层底部的冷却水落入水洗积液盘上回流至凉水塔，再进入水洗池通过水洗水输送泵打到水洗喷淋层进行循环利用；系统流程简单、冷却效果好、运行成本低等优点，喷淋冷却水吸收锅炉烟气中的(NH4)2SO4颗粒、SO2、NH3物质，锅炉烟气中的饱和水蒸汽以(NH4)2SO4颗粒为核结露形成水滴，捕集锅炉烟气中的(NH4)2SO4颗粒，抑制气溶胶的形成，使氨法脱硫工艺排放锅炉烟气中的颗粒物浓度低于30mg/m3。该工艺未明确溶液组成、pH值及吸收温度，仍不能从源头完全控制氨逃逸、气溶胶的产生，且低温水洗的能耗高，净烟气中颗粒物浓度低于30mg/m3，不能满足最新排放标准。
申请号CN201310340885.5的中国发明专利提出一种控制氨法脱硫气溶胶排放的方法及其专用吸收塔，将经雾化水喷淋降温冷却至100～120℃的烟气通入脱硫吸收塔的脱硫区，在脱硫区中自下而上的烟气与自上而下喷出的脱硫液逆流接触以吸收烟气中的SO2，脱硫区内设置填料或筛板；烟气经脱硫后进入填料洗涤区，注入洗涤水脱除氨法脱硫中产生的粗粒度气溶胶；烟气经脱硫和脱除粗粒度气溶胶后进入水汽相变区，从水汽相变区中部注入蒸汽，建立水汽相变所需的过饱和水汽环境，使未脱除的细粒度气溶胶微粒发生凝结长大并由水汽相变区烟气出口处的丝网除雾器脱除；净化烟气由脱硫吸收塔顶部的烟气出口经烟囱排放。烟气空塔气速为2.0～3.0m/s，操作液气比为2～8L/Nm3；所述的脱硫液pH值为5.2～6.0，脱硫液温度为45～55℃；所述的脱硫液中的脱硫剂为硫酸铵或亚硫酸铵，浓度为10％wt至过饱和，填料洗涤区的洗涤水喷淋液气比为0.6～3.0L/Nm3，经填料层洗涤后烟气温度降至50～55℃，实施例中吸收塔出口PM10质量浓度最低45mg/m3，最低SO2浓度135mg/Nm3。该工艺仍不能从源头完全控制氨逃逸、气溶胶的产生，净烟气中颗粒物、SO2不能满足最新排放标准，且蒸汽相变的能耗高。
申请号CN201610966033.0的中国发明专利提出一种去除氨法脱硫气溶胶的装置及方法，包括脱硫塔(1)，所述脱硫塔(1)内部由下到上依次设置有吸收反应区(2)、氧化水洗区(3)和水洗净化区(4)；所述氧化水洗区(3)内设置有氧化水洗喷淋层(22)，控制氧化水洗循环液中溶解的硫酸铵浓度≤3％；水洗净化的温度≤50℃；所述强氧化剂包括双氧水或次氯酸盐。该工艺未明确溶液组成、pH值及吸收温度，仍不能从源头完全控制氨逃逸、气溶胶的产生，且氧化水洗的投资大，运行成本高，有一定安全风险。
发明内容
本发明针对现有技术未完全掌握氨法脱硫技术关键，未实现从源头控制气溶胶产生，未实现吸收、氧化、浓缩的协同控制，针对氨逃逸、气溶胶这一重大技术难题，不从产生的源头出发加以解决，仅关注吸收过程中逃逸的氨及产生的气溶胶如何消除，使得塔的段数越来越多、系统更加复杂，不仅处理效果不好，而且投资运行成本大幅增加。本发明在系统研究氨法脱硫技术基础上，重点关注从源头上控制氨逃逸及气溶胶产生，含有亚硫酸铵的吸收液脱除烟气中的二氧化硫，氨是通过加入吸收循环液转变为亚硫酸铵后再进行氨法脱硫，以达到控制氨法脱硫产生气溶胶的目的。并采用分级溶液成分控制、反应条件控制，实现了吸收、氧化、浓缩的协同控制，简化了工艺流程，降低了投资，形成了本发明技术。
本发明的技术方案采用如下技术手段，这些技术手段可以单独或结合使用：
1.气体净化过程包括吸收循环和细微颗粒物洗涤循环，气体净化过程中的循环液包括吸收循环液和细微颗粒物洗涤循环液。吸收循环液主要用来脱硫并控制脱硫过程中的气溶胶产生，细微颗粒物洗涤循环液在进一步保证脱硫效率的同时，对烟气进行细微颗粒物控制，并最终确保颗粒物、游离氨排放合格。
2、控制反应条件，降低吸收循环液的pH值，pH值控制在6.6以下，吸收温度控制在30-70℃，以最大程度的降低吸收过程中的氨逃逸、气溶胶，吸收区除雾后出口总尘≤100mg/Nm3，同时降低能耗，避免废水排放，实现装置长周期稳定运行。
3、控制吸收循环液的亚硫酸铵含量，以控制吸收过程气溶胶的产生并且创造最有利氧化的条件，降低氧化的能耗和投资。
4、合理利用烟气的热量，将其用于硫酸铵溶液的浓缩，并提高吸收循环液的硫酸铵含量，一般在5％以上，最好在15-35％之间，在保证吸收效率及控制气溶胶产生的同时创造最有利于浓缩的条件。使烟气SO2浓度10000mg/Nm3以下的装置，都只需要饱和结晶，更高SO2浓度的烟气，可以将部分溶液送蒸发结晶装置处理，以降低硫铵后处理系统的投资和能耗。
5、根据溶液成分控制要求进行分层或分设备设置。细微颗粒物洗涤循环液、吸收循环液从氧化系统氧化设备不同位置或不同设备取出。
本发明人通过勤勉的劳动，发现实现以上技术方案的最佳方式是控制吸收过程气溶胶的产生，控制手段包括但不限于对溶液成分进行分区精确控制。吸收循环液根据需要设置1级或多级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵，细微颗粒物洗涤循环液根据需要设置1级或多级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵。细微颗粒物洗涤循环液pH值低于吸收循环液pH值，且亚硫酸铵含量小于吸收循环液亚硫酸铵含量。吸收温度控制在合适的范围内，以在保证吸收效率、控制氨逃逸、气溶胶的同时降低能耗，吸收区除雾后出口总尘≤100mg/Nm3。
分区溶液成分通过氧化设备强制氧化和/或自然氧化和/或预洗液进入吸收区和/或控制操作温度控制。
吸收温度通过工艺水冷却、掺混冷风等常规手段降低，通过掺混热风等常规手段提高。
最终本发明通过以下技术方案解决上述技术问题。
一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法，用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，以控制氨法脱硫吸收过程中产生气溶胶。
所述气溶胶包括循环吸收液液滴在高温烟气中蒸发析出的固态晶粒，以及循环吸收液中的氨水挥发逸出的气态NH3与烟气中的SO2反应形成的固态微粒，主要组成为(NH4)2SO3、NH4HSO3、NH4HSO4、(NH4)2SO4。循环吸收液pH值越高和/或操作温度高、则气溶胶越严重。
目前气溶胶并没有单独的检测方法，但气溶胶与出口总尘含量有特定的联系，气溶胶含量高，出口总尘含量高，气溶胶控制不好的装置，不仅不能满足超低排放要求，甚至连GB13223-2011都不能满足，且净烟气排入大气时会形成一条“白龙”，绵延几千米甚至几十千米，造成严重的雾霾污染，因此，净烟气总尘含量及拖尾情况可用来评价装置在气溶胶控制方面的好坏。
通过分级溶液成分控制和反应条件控制，实现高效脱硫除尘，在高效脱硫的同时控制氨逃逸、气溶胶的产生。
所述分级溶液成分控制包括亚硫酸铵、亚硫酸氢铵、硫酸铵或其组合的浓度梯度控制。
初步降温净化后的烟气依次与吸收循环液、细微颗粒物洗涤循环液接触，实现吸收、氧化、浓缩的协同控制。吸收循环液根据需要设置1级或多级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵，细微颗粒物洗涤循环液根据需要设置1级或多级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵。
细微颗粒物洗涤循环液pH值低于吸收循环液pH值，且亚硫酸铵含量小于吸收循环液亚硫酸铵含量。
吸收温度、洗涤温度控制在合适的范围内，以在保证吸收效率、控制氨逃逸、气溶胶的同时降低能耗。
吸收循环液优选1-2级，更优选1级；选用多级时，至少吸收循环液1级成分包含亚硫酸铵0.15-4.95％，硫酸铵5-38％，pH值4-6.6，且上级吸收循环液的亚硫酸铵含量低于下级吸收循环液亚硫酸铵含量；和/或上级吸收循环液的pH值低于下级吸收循环液的pH值。
细微颗粒物洗涤循环液至少1级成分包含亚硫酸铵0.003-1％，硫酸铵0.3-38％，pH值3-5.4。
细微颗粒物洗涤循环液优选2级，其中1级为高浓度硫酸铵含量的循环液，其中亚硫酸铵0.1-1％，硫酸铵5-38％，另外一级为稀溶液，其中亚硫酸铵含量0.1％以下，还可根据需要增加1级稀溶液和/或1级工艺水。
吸收温度30-70℃，优选35-60℃，更优选45-55℃。
洗涤温度28-68℃，优选30-55℃，更优选40-50℃。
根据以上方法建立的一种控制吸收过程气溶胶产生的氨法脱硫装置，主要包括气体净化脱除系统、氧化系统、辅助系统。辅助系统包括硫铵后处理系统、氨供应系统、工艺水系统。
所述的气体净化脱除系统吸收塔采用分区控制，包括预洗区、吸收区、细微颗粒物控制区，其中预洗区、吸收区、细微颗粒物控制区各设置1层或多层喷淋层，吸收区与预洗区之间设有只允许气体通过、液体从侧面或下部取出的气液分离器，如集液器、带气帽的隔板、布气板、接液盘等。
吸收区与细微颗粒物控制区之间、吸收区内、细微颗粒物控制区内根据需要设置只允许气体通过、液体从侧面或下部取出的气液分离器，主要原则如下：
当原烟气气量大于800000Nm3/h时，吸收区内、细微颗粒物控制区内设有只允许气体通过、液体从侧面或下部取出的气液分离器。
当原烟气SO2浓度高于6000mg/Nm3时，吸收区内设有只允许气体通过、液体从侧面或下部取出的气液分离器。
当原烟气总尘大于100mg/Nm3时，细微颗粒物控制区内设有只允许气体通过、液体从侧面或下部取出的气液分离器。
细微颗粒物控制区设有1层或多层除雾器，预洗区与吸收区各层根据需要设1层或多层除雾器；除雾器选用折流板、屋脊、填料及丝网型式，或其组合形式。
控制吸收区各层的液气比和喷淋覆盖率，使二氧化硫、颗粒物、游离氨得到充分吸收，具体为吸收区每层液气比不小于0.2L/m3，喷淋覆盖率不小于110％；细微颗粒物控制区每层液气比不小于0.1L/m3，喷淋覆盖率不小于105％。
所述的氧化系统根据溶液成分控制要求进行分层或分设备设置。细微颗粒物洗涤循环液、吸收循环液从氧化系统氧化设备不同位置或不同设备取出。
在某些实施例中，吸收循环液、高浓度细微颗粒物洗涤循环液从氧化系统氧化设备不同位置取出，吸收循环液为1-3级，高浓度细微颗粒物洗涤循环液为1-2级，低浓度细微颗粒物洗涤循环液单独循环，设置1-3级。
在某些实施例中，吸收循环液从吸收循环槽取出，为1-4级，高浓度细微颗粒物洗涤循环液从氧化系统氧化设备取出，为1-2级，低浓度细微颗粒物洗涤循环液单独循环，设置1-3级。
在某些实施例中，使用工艺水作为最后一级细微颗粒物洗涤循环液。
氧化系统氧化设备内设置1层-5层气液分散强化器。气液分散强化器可选用规整填料、散堆填料、开孔板、气帽、曝气头等中一种或多种组合形式。
氧化设备液位大于3m，氧化空气过剩20％以上。
以上工艺方法及装置的具体工艺流程为：
烟气从预洗区进入，被预洗区循环洗涤液降温洗涤，同时浓缩循环洗涤液，烟气再分别经吸收区被吸收循环液洗涤脱硫、细微颗粒物控制区被细微颗粒物循环洗涤液除去细微颗粒物后排出；
预洗区循环洗涤液主要通过细微颗粒物循环洗涤液补入，使用细微颗粒物循环洗涤液和/或工艺水冲洗塔壁等结垢，吸收循环液通过细微颗粒物控制区循环洗涤液和/或工艺水补充。
吸收循环液在氧化系统氧化，并从氧化系统氧化设备不同位置或不同设备抽取不同成分的溶液分别进行循环。
工艺水优选从细微颗粒物控制区和/或细微颗粒物洗涤循环槽补入，也可以冲洗水的方式补入；
通过氧化设备强制氧化和/或自然氧化和/或预洗液进入吸收区和/或控制操作温度控制溶液成分。正常情况下，烟气温度110-180℃，烟气氧含量3-7％，水含量7-10％，此时需控制部分循环液强制氧化以控制溶液成分在需求的范围，但在烟气温度超过200℃和/或氧含量超过8％的情况下，烟气对吸收循环液的自然氧化就能满足要求，此时不需要控制循环吸收过程中的强制氧化。
如果吸收塔气速高，气体带液严重，或区与区之间的塔板密封性差，使预洗循环液与吸收循环液相互串流，也可能得到理想的溶液组成。
实际生产受各种因素影响，溶液的成分会有所波动，本发明的创新性在于：用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，以控制氨法脱硫吸收过程中产生气溶胶。
具体实现手段包括分级溶液成分控制和反应条件控制，实现高效脱硫除尘，在高效脱硫的同时控制吸收过程氨逃逸、气溶胶的产生，有效脱硫物质为亚硫酸铵，吸收循环液为弱酸性的硫酸铵-亚硫酸铵混合液，细微颗粒物洗涤循环液为酸性更强、浓度更低的硫酸铵-亚硫酸铵混合液，可实现吸收、氧化、浓缩的协同控制。
用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，吸收SO2后的吸收循环液通过加入氨转变为亚硫酸铵后再进行氨法脱硫。
根据以上方法建立起来的吸收塔，烟气进口位置及各区高度有一定的规律，一般烟气进口位置为塔体高度的10-40％处，预洗区高度是塔体高度的10-40％，吸收区高度是塔体高度的10-35％，细微颗粒物控制区高度为塔体高度的15-70％。
为保证充分脱硫除尘，控制吸收过程中氨逃逸和气溶胶的产生，吸收塔直径与氧化设备直径比为0.5-3，并且氧化设备高度为吸收塔直径的0.3-6倍。
所述吸收塔的空塔气速为1m/s-5m/s，和/或，所述预洗区的操作温度为40℃-80℃。
根据烟气参数合理控制吸收温度，锅炉烟气一般控制在40-60℃，硫回收尾气、焚烧烟气一般控制在50-70℃，干法硫酸尾气一般控制在30-45℃。
系统在原烟气SO2浓度≤30000mg/Nm3条件下，净烟气可满足世界范围内最严格的排放标准需要或工艺需要，根据具体项目要求进行优化设计，以降低投资和运行成本，提高性价比。
净烟气SO2≤200mg/Nm3，优选≤100mg/Nm3，更优≤35mg/Nm3，最优≤5mg/Nm3。
净烟气总尘(含气溶胶)≤20mg/Nm3，优选≤10mg/Nm3，更优≤5mg/Nm3，最优≤2mg/Nm3。
净烟气氨逃逸≤5mg/Nm3，优选≤2mg/Nm3，更优≤1mg/Nm3，最优≤0.5mg/Nm3。
当排放指标要求低时，可通过减少吸收循环、细微颗粒物洗涤循环的级数和/或喷淋层数和/或循环量，和/或提高吸收液的亚硫酸铵含量、pH值等降低投资和运行成本。
当排放指标要求严格时，则通过增加吸收循环、细微颗粒物洗涤循环的级数和/或喷淋层数和/或循环量，和/或精确控制吸收液的亚硫酸铵含量、pH值等确保排放合格或满足后工序生产需要。
至少1级吸收循环液中硫酸铵与亚硫酸铵的质量分数比值为1.5-199:1，优选9-99:1。
至少1级细微颗粒物循环洗涤液中硫酸铵与亚硫酸铵的质量分数比值为3-1999:1，优选9-999:1。
需要控制循环溶液中氯、氟等有害离子时，将部分细微颗粒物循环洗涤液直接制成硫酸铵。以控制各种循环溶液中氯离子含量低于50000mg/L，优选10000-31000mg/L，氟离子浓度低于20000mg/L，优选300-3000mg/L。
本发明还涉及如下实施方案：
1.一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法，其特征在于：用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，以控制氨法脱硫吸收过程中产生气溶胶。
2.如实施方案1所述的方法，其特征在于，通过分级溶液成分控制和反应条件控制，实现高效脱硫除尘，在高效脱硫除尘的同时控制氨逃逸、气溶胶的产生。
3.如实施方案2所述的方法，其特征在于，所述分级溶液成分控制包括亚硫酸铵、亚硫酸氢铵、硫酸铵或其组合的浓度梯度控制。
4.如实施方案2所述的方法，其特征在于：初步降温净化后的烟气依次与吸收循环液、细微颗粒物洗涤循环液接触，实现吸收、氧化、浓缩的协同控制，吸收循环液根据需要设置1级或多级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵，细微颗粒物洗涤循环液根据需要设置1级或多级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵。
5.如实施方案4所述的方法，其特征在于，细微颗粒物洗涤循环液pH值低于吸收循环液pH值，且亚硫酸铵含量小于吸收循环液亚硫酸铵含量。
6.如实施方案2所述的方法，其特征在于，吸收温度、洗涤温度控制在合适的范围内，以在保证吸收效率、控制氨逃逸、气溶胶的同时降低能耗。
7.如实施方案4所述的方法，其特征在于，吸收循环液选用多级时，至少1级成分包含亚硫酸铵0.15-4.95％，硫酸铵5-38％，pH值4-6.6，上级吸收循环液的亚硫酸铵含量低于下级吸收循环液的亚硫酸铵含量，和/或上级吸收循环液的pH值低于下级吸收循环液的pH值。
8.如实施方案4所述的方法，其特征在于，吸收循环液为1-2级，优选1级。
9.如实施方案4所述的方法，细微颗粒物洗涤循环液至少1级成分包含亚硫酸铵0.003-1％，硫酸铵0.3-38％，pH值3-5.4。
10.如实施方案9所述的方法，其中细微颗粒物洗涤循环液优选2级，至少1级含有高浓度硫酸铵，其中亚硫酸铵0.1-1％，硫酸铵5-38％。
11.如实施方案6所述的方法，其特征在于，吸收温度30-70℃，优选35-60℃，更优选45-55℃。
12.如实施方案6所述的方法，其特征在于，洗涤温度28-68℃，优选30-55℃，更优选40-50℃。
13.实现实施方案1-12任一项所述方法的一种氨法脱硫控制气溶胶产生的装置，其特征在于，包括气体净化脱除系统、氧化系统、辅助系统。
14.如实施方案13所述的装置，其特征在于，辅助系统包括硫铵后处理系统、氨供应系统、工艺水系统。
15.如实施方案13所述的装置，其特征在于，气体净化脱除系统吸收塔采用分区控制，包括预洗区、吸收区、细微颗粒物控制区，其中预洗区、吸收区、细微颗粒物控制区各设置1层或多层喷淋层，吸收区与预洗区之间设有只允许气体通过的设备/部件。
16.如实施方案15所述的装置，其特征在于，吸收区与细微颗粒物控制区之间根据需要设有只允许气体通过的设备/部件。
17.如实施方案15所述的装置，其特征在于，吸收区内根据需要设有只允许气体通过的设备/部件。
18.如实施方案15所述的装置，其特征在于，细微颗粒物控制区内根据需要设有只允许气体通过的设备/部件。
19.如实施方案15所述的装置，其特征在于，细微颗粒物控制区设1层或多层除雾器，预洗区与吸收区各层根据需要设1层或多层除雾器；除雾器选用折流板、屋脊、填料及丝网型式，或其组合形式。
20.如实施方案15所述的装置，其特征在于，吸收区每层液气比不小于0.2L/m3，喷淋覆盖率不小于110％；细微颗粒物控制区每层液气比不小于0.1L/m3，喷淋覆盖率不小于105％。
21.如实施方案13所述的装置，其特征在于，氧化系统根据溶液成分控制要求进行分层或分设备设置，细微颗粒物洗涤循环液、吸收循环液从氧化系统氧化设备不同位置或不同设备取出。
22.如实施方案21所述的装置，其特征在于，氧化系统氧化设备内设置1层-5层气液分散强化器。
23.如实施方案22所述的装置，其特征在于，气液分散强化器可选用规整填料、散堆填料、开孔板、气帽、曝气头中一种或其组合形式。
24.如实施方案21所述的装置，其特征在于，氧化系统氧化设备液位大于3m，氧化空气过剩20％以上。
25.如实施方案13-24任一项所述的装置，其特征在于：
烟气从预洗区进入，被预洗区循环洗涤液降温洗涤，同时浓缩循环洗涤液，烟气再分别经吸收区被吸收循环液洗涤脱硫、细微颗粒物控制区被细微颗粒物循环洗涤液除去细微颗粒物后排出；
预洗区循环洗涤液主要从细微颗粒物循环洗涤液补入，使用细微颗粒物循环洗涤液和/或工艺水冲洗塔壁结垢，吸收循环液通过细微颗粒物控制区循环洗涤液和/或工艺水补充。
吸收循环液在氧化系统氧化，并从氧化系统氧化设备不同位置或不同设备抽取不同成分的溶液分别进行循环。
26.如实施方案25所述的装置，其特征在于，工艺水从细微颗粒物控制区补入；
27.如实施方案25所述的装置，其特征在于，初步降温净化的方案为用循环洗涤液降温除尘。
28.根据实施方案15所述的装置，其特征在于：烟气进口位置为塔体高度的10-40％处，预洗区高度是塔体高度的10-40％，吸收区高度是塔体高度的10-35％，细微颗粒物控制区高度为塔体高度的15-70％。
29.根据实施方案21所述的装置，其特征在于：吸收塔直径与氧化设备直径比为0.5-3，并且氧化设备高度为吸收塔直径的0.3-6倍。
30.根据实施方案25所述的装置，其特征在于：所述吸收塔的空塔气速为1m/s-5m/s；和/或，所述预洗区的操作温度为40℃-80℃。
31.如实施方案25所述的装置，其特征在于，原烟气SO2浓度≤30000mg/Nm3。
32.如实施方案31所述的装置，其特征在于，净烟气可满足世界范围内最严格的排放标准需要或工艺需要，根据具体项目要求进行优化设计，以降低投资和运行成本，提高性价比。
33.如实施方案31所述的装置，其特征在于，净烟气SO2≤200mg/Nm3，优选≤100mg/Nm3，更优≤35mg/Nm3，最优≤5mg/Nm3。
34.如实施方案32所述的装置，其特征在于，净烟气总尘(含气溶胶)≤20mg/Nm3，优选≤10mg/Nm3，更优≤5mg/Nm3，最优≤2mg/Nm3。
35.如实施方案32所述的装置，其特征在于，净烟气氨逃逸≤5mg/Nm3，优选≤2mg/Nm3，更优≤1mg/Nm3，最优≤0.5mg/Nm3。
36.如实施方案25所述的装置，其特征在于，需要控制循环溶液中氯、氟有害离子时，采用干燥设备，将部分吸收液直接制成固体产品。
37.如实施方案36所述的装置，其特征在于，循环溶液中氯离子含量低于50000mg/L，优选10000-31000mg/L，氟离子浓度低于20000mg/L，优选300-3000mg/L。
38.如实施方案21所述的装置，其特征在于，通过氧化设备强制氧化和/或自然氧化和/或预洗液进入吸收区和/或控制操作温度控制溶液成分。
39.如实施方案25所述的装置，其特征在于，至少1级吸收循环液中硫酸铵与亚硫酸铵的质量分数比值为1.5-199:1。
40.如实施方案20所述的装置，其特征在于，至少1级细微颗粒物循环洗涤液中硫酸铵与亚硫酸铵的质量分数比值为3-1999:1。
附图说明
图1为本发明优选实施例的方法及装置示意图
图2为本发明实施例1示意图
图3为本发明实施例2示意图
1、吸收塔 2、氧化设备 3、细微颗粒物洗涤循环槽 4、预洗区 5、吸收区 6、细微颗粒物控制区 7、吸收循环液8、净烟气出口 9、烟气入口 10、预洗喷淋层 11、吸收喷淋层12、细微颗粒物喷淋层a 13、细微颗粒物喷淋层b 14、除雾器 15、细微颗粒物循环洗涤液16、吸收循环槽 17、气液分离器a 18、气液分离器b 19、气液分散强化器21、氨 22、氧化空气 23、工艺水 24、硫铵后处理系统
优选实施方式
如图1的氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法，用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，以控制氨法脱硫吸收过程中产生气溶胶。
通过分级溶液成分控制和反应条件控制，实现高效脱硫除尘，在高效脱硫的同时控制氨逃逸、气溶胶的产生。
所述分级溶液成分控制包括亚硫酸铵、亚硫酸氢铵、硫酸铵或其组合的浓度梯度控制。
烟气从预洗区进入，在预洗区初步降温净化后的烟气依次与吸收循环液7、细微颗粒物循环洗涤液15接触，实现吸收、氧化、浓缩的协同控制。吸收循环液设置1级，其中亚硫酸铵1％，硫酸铵22％，pH值6.1，吸收温度50℃，细微颗粒物洗涤循环液设置3级，其中下级为高浓度硫酸铵-亚硫酸铵混合溶液，亚硫酸铵0.17％，硫酸铵22％，pH值4.5，洗涤温度49.3℃，第二级为稀硫酸铵-亚硫酸铵混合溶液，亚硫酸铵0.01％，硫酸铵1.5％，pH值4.3，洗涤温度48℃，第三级为工艺水。
本发明还提出一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的装置，主要包括气体净化脱除系统、氧化系统、辅助系统。辅助系统包括硫铵后处理系统、氨供应系统、工艺水系统。
所述的气体净化脱除系统包括吸收塔1、细微颗粒物洗涤循环槽3及预洗循环泵、细微颗粒物洗涤循环泵，吸收塔1采用分区控制，主要分为预洗区4、吸收区5、细微颗粒物控制区6，预洗区4、吸收区5、细微颗粒物控制区6各设置3/3/5层喷淋层，吸收区5与预洗区4之间设有只允许气体通过、液体从侧面或下部引出的气液分离器a 17。细微颗粒物控制区分三级喷淋，其中第二层喷淋与第三层喷淋间设有只允许气体通过、液体从侧面或下部引出的气液分离器b 18。1-2层细微颗粒物洗涤循环液15与吸收循环液7混合后进入氧化设备。
细微颗粒物控制区设7层除雾器，气液分离器b以下为3层，采用1层折流板+2层屋脊，净烟气出口8以下为4级，采用1层折流板+2层屋脊+1层丝网。
吸收区每层液气1.5L/m3，喷淋覆盖率300％；细微颗粒物控制区每层液气比分别为0.15/1.1/1.3/0.15/1.5L/m3，喷淋覆盖率分别为105/250/280/105/300％。
所述的氧化系统包括氧化设备2，氧化设备2根据溶液成分控制要求进行分层设置。细微颗粒物洗涤循环液15、吸收循环液7从氧化设备不同位置取出。氧化设备内设置5层气液分散强化器。气液分散强化器选用开孔板。
氧化设备液位8m，氧化空气过剩200％。
以上方法或装置的具体工艺流程为：
烟气从预洗区4进入，被预洗区4循环洗涤液降温洗涤，同时浓缩循环洗涤液，烟气再分别经吸收区5被吸收循环液7洗涤脱硫、细微颗粒物控制区6被细微颗粒物循环洗涤液15除去细微颗粒物后排出；
预洗区4循环洗涤液主要通过细微颗粒物循环洗涤液15补入，使用细微颗粒物循环洗涤液15和/或工艺水23冲洗塔壁等结垢，吸收循环液通过细微颗粒物循环洗涤液15和/或工艺水23补充。
吸收循环液7在氧化设备2氧化，并从氧化设备2不同位置抽取不同成分的溶液分别进行循环。
用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，氨加入吸收循环液转变为亚硫酸铵后再进行氨法脱硫，同时根据需要在预洗区加入氨以保证产品硫酸铵中游离酸指标满足GB535要求。
工艺水23从细微颗粒物控制区6及细微颗粒物洗涤循环槽3补入；
烟气进口位置为吸收塔1塔体高度的12％处，预洗区4高度是塔体高度的20％，吸收区5高度是塔体高度的15％，细微颗粒物控制区6高度为塔体高度的65％。
吸收塔1直径与氧化设备2直径比为1.5，并且氧化设备2高度为吸收塔1直径的1.4倍。
所述吸收塔1的空塔气速为2.75m/s；所述预洗区4的操作温度为55℃。
烟气流量186000Nm3/h，SO2浓度3000mg/Nm3，总尘浓度19.6mg/Nm3，净烟气SO279.4mg/Nm3，总尘(含气溶胶)6.5mg/Nm3，氨逃逸1.8mg/Nm3。
主要通过氧化设备2强制氧化、控制操作温度控制溶液成分。
吸收循环液7中硫酸铵与亚硫酸铵的质量分数比值为22:1。
最下层细微颗粒物循环洗涤液15中硫酸铵与亚硫酸铵的质量分数比值为129.4:1。
实施例1
1、一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法
用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，以控制氨法脱硫吸收过程中产生气溶胶。
通过分级溶液成分控制和反应条件控制，实现高效脱硫除尘，在高效脱硫的同时控制氨逃逸、气溶胶的产生。
所述分级溶液成分控制包括亚硫酸铵、亚硫酸氢铵、硫酸铵或其组合的浓度梯度控制。
烟气从吸收塔预洗区进入，在预洗区初步降温净化后的烟气依次与吸收循环液7、细微颗粒物洗涤循环液15接触，实现吸收、氧化、浓缩的协同控制。吸收循环液设置2级，从氧化设备不同位置取出并使用独立的泵输送。第一级吸收循环液亚硫酸铵1.5％，硫酸铵24％，pH值6.3，吸收温度51℃，第二级吸收循环液亚硫酸铵0.9％，硫酸铵24％，pH值5.5，吸收温度50.8℃，细微颗粒物循环洗涤液设置3级，其中第一级为高浓度硫酸铵-亚硫酸铵混合溶液，亚硫酸铵0.15％，硫酸铵24％，pH值4.5，洗涤温度50.5℃，第二级为稀硫酸铵-亚硫酸铵混合溶液，亚硫酸铵0.02％，硫酸铵2％，pH值4.2，洗涤温度49.8℃，第三级为工艺水。
2、一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的装置
装置主要包括气体净化脱除系统、氧化系统、辅助系统。辅助系统包括硫铵后处理系统、氨供应系统、工艺水系统。
所述的气体净化脱除系统包括吸收塔1、细微颗粒物洗涤循环槽3及预洗循环泵、细微颗粒物洗涤循环泵，吸收塔1采用分区控制，主要分为预洗区4、吸收区5、细微颗粒物控制区6，预洗区4、吸收区5、细微颗粒物控制区6各设置3/3/4层喷淋层，吸收区5与预洗区4之间设有只允许气体通过的气液分离器a 17。吸收区5与细微颗粒物控制区6之间也设有只允许气体通过的气液分离器a 17，细微颗粒物控制区6分三级喷淋，其中第一层喷淋与第二层喷淋间设有只允许气体通过的气液分离器b 18。第1层喷淋液、吸收循环液分别进入氧化设备。
细微颗粒物控制区设5层除雾器，气液分离器b以下为2层，采用1层折流板+1层屋脊，净烟气出口8以下为3层，采用1层屋脊+2层丝网。
吸收区设2层折流板除雾器。
吸收区每层液气1.6L/m3，喷淋覆盖率320％；细微颗粒物控制区自上而下每层液气比分别为0.2/1.2/1.3/1.6L/m3，喷淋覆盖率分别为110/260/290/320％。
所述的氧化系统包括氧化设备2，氧化设备2根据溶液成分控制要求进行分层设置。细微颗粒物洗涤循环液15、吸收循环液7从氧化设备2不同位置取出。氧化设备内设置5层气液分散强化器。气液分散强化器选用开孔板+曝气头。
氧化设备液位9.3m，氧化空气过剩250％。
3、一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法的工艺流程及参数以上方法或装置的具体工艺流程为：
烟气从预洗区4进入，被预洗区4循环洗涤液降温洗涤，同时浓缩循环洗涤液，烟气再分别经吸收区5被吸收循环液7洗涤脱硫、细微颗粒物控制区6被细微颗粒物循环洗涤液15除去细微颗粒物后排出；
预洗区4循环洗涤液主要从细微颗粒物循环洗涤液15补入，使用细微颗粒物循环洗涤液15和/或工艺水23冲洗塔壁等结垢，吸收循环液通过细微颗粒物循环洗涤液15和/或工艺水23补充。
吸收循环液7在氧化设备2氧化，并从氧化设备2不同位置抽取不同成分的溶液分别去吸收区5、细微颗粒物控制区6进行循环。
工艺水23从细微颗粒物控制区6、细微颗粒物洗涤循环槽3补入；
第二级细微颗粒物洗涤循环液15(稀硫酸铵-亚硫酸铵混合溶液)通过管道与第一级细微颗粒物洗涤循环液15(高浓度硫酸铵-亚硫酸铵混合溶液)混合后再进入吸收塔1细微颗粒物控制区6喷淋层。
吸收剂为20％氨水，补入预洗区4、氧化设备2，用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，氨加入氧化设备转变为亚硫酸铵后再进行氨法脱硫，同时在预洗区加入氨以保证产品硫酸铵中游离酸指标满足GB535要求。
氧化空气加入氧化设备2，氧化设备2出口气体引入吸收塔1吸收区4，以对吸收液进行自然氧化。
烟气进口位置为吸收塔1塔体高度的11％处，预洗区4高度是塔体高度的21％，吸收区5高度是塔体高度的20％，细微颗粒物控制区6高度为塔体高度的59％。
吸收塔1直径与氧化设备2直径比为1.1，并且氧化设备2高度为吸收塔1直径的1.2倍。
所述吸收塔1的空塔气速为2.68m/s；，所述预洗区4的操作温度为56℃。
设计烟气流量510000Nm3/h，设计SO2浓度5000mg/Nm3，总尘浓度≤25mg/Nm3。
测试期间，净烟气SO2 21mg/Nm3，总尘(含气溶胶)1.3mg/Nm3，氨逃逸0.8mg/Nm3。
主要通过氧化设备2强制氧化、吸收区4自然氧化、控制操作温度等手段控制分区溶液成分。
表1装置设计参数
序号 工艺指标 单位 数值
1 烟气流量 Nm3/h 510000
2 烟气进口温度 ℃ 140-160
3 烟气SO2浓度 mg/Nm3 5000
4 烟气进口粉尘浓度 mg/Nm3 ≤25
5 出口烟气SO2浓度 mg/Nm3 ≤35
6 出口烟气尘浓度 mg/Nm3 ≤5
7 出口烟气氨逃逸浓度 mg/Nm3 ≤1
8 氨回收利用率 ％ ≥99.3
4、实施效果
采用实施例1的装置和方法对不同工况的烟气进行氨法脱硫除尘，表2为测试方法及测试仪器，表3为运行参数和测试结果。
表2各项指标的检测方法及主要仪器一览表
表3装置运行参数和及测试结果
实施例2
1、一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法
用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，以控制氨法脱硫吸收过程中产生气溶胶。
通过分级溶液成分控制和反应条件控制，实现高效脱硫除尘，在高效脱硫的同时控制氨逃逸、气溶胶的产生。
所述分级溶液成分控制包括亚硫酸铵、亚硫酸氢铵、硫酸铵或其组合的浓度梯度控制。
烟气从预洗区进入，在预洗区初步降温净化后的烟气依次与吸收循环液7、细微颗粒物洗涤循环液15接触，实现吸收、氧化、浓缩的协同控制。吸收循环液设置2级，从吸收循环槽16不同位置取出并使用独立的泵输送。第一级吸收循环液亚硫酸铵2％，硫酸铵27％，pH值6.4，吸收温度49℃，第二级吸收循环液亚硫酸铵1.1％，硫酸铵27.9％，pH值5.7，吸收温度48.7℃，细微颗粒物循环洗涤液设置4级，其中第一级为高浓度硫酸铵-亚硫酸铵混合溶液，亚硫酸铵0.2％，硫酸铵28.8％，pH值4.9，洗涤温度48.5℃，第二级为稀硫酸铵-亚硫酸铵混合溶液，亚硫酸铵0.03％，硫酸铵3.7％，pH值4.3，洗涤温度48.2℃，第三级为更低浓度稀硫酸铵-亚硫酸铵混合溶液，亚硫酸铵0.005％，硫酸铵0.5％，pH值4.25，洗涤温度48.1℃，第四级为工艺水。
2、一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的装置
装置主要包括气体净化脱除系统、氧化系统、辅助系统。辅助系统包括硫铵后处理系统、氨供应系统、工艺水系统。
所述的气体净化脱除系统包括吸收塔1、吸收循环槽16、细微颗粒物洗涤循环槽a3、细微颗粒物洗涤循环槽b 3及预洗循环泵、吸收循环泵、细微颗粒物洗涤循环泵，吸收塔1采用分区控制，主要分为预洗区4、吸收区5、细微颗粒物控制区6，预洗区4、吸收区5、细微颗粒物控制区6分别设置3/4/5层喷淋层，吸收区5与预洗区4之间设有只允许气体通过的气液分离器a 17。吸收区5与细微颗粒物控制区6之间也设有只允许气体通过的气液分离器a17，吸收区5内一级吸收(2层喷淋)与二级吸收(2层喷淋)间、细微颗粒物控制区6内第一层喷淋与第二层喷淋间、细微颗粒物控制区第三层与第四层喷淋间设有只允许气体通过的气液分离器b 18。吸收循环液7进入吸收循环槽，第1层细微颗粒物循环洗涤液15进入氧化设备2，第二层、第三层细微颗粒物循环洗涤液15进入细微颗粒物洗涤循环槽a 3，第四层、第五层细微颗粒物循环洗涤液15进入细微颗粒物洗涤循环槽b 3。
细微颗粒物控制区设7层除雾器，第一层与第二层喷淋间气液分离器b 18以下为2层，采用2层屋脊，第三层与第四层喷淋间气液分离器b 18以下为2层，采用1层屋脊+1层丝网，净烟气出口8以下为3层，采用1层屋脊+2层丝网。
吸收区设1层折流板除雾器+1层屋脊除雾器。
吸收区每层液气2.1L/m3，喷淋覆盖率400％；细微颗粒物控制区自上而下每层液气比分别为0.16/2.1/1.4/1.4/2.1L/m3，喷淋覆盖率分别为110/400/300/300/400％。
吸收循环槽16根据溶液成分控制要求进行分层设置。一级吸收循环液7、二级吸收循环液7从吸收循环槽2不同位置取出。吸收循环槽内16设置2层气液分散强化器，为规整填料。
所述的氧化系统包括氧化设备2。氧化设备内设置5层气液分散强化器。气液分散强化器选用开孔板+曝气头。
氧化设备2液位10m。
吸收循环槽16及氧化设备2加入的氧化空气过剩350％。
硫铵后处理系统设有干燥塔，将部分细微颗粒物循环洗涤液直接制成硫酸铵。以控制各种循环溶液中氯离子、氟离子含量。
3、一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法的工艺流程及参数以上方法或装置的具体工艺流程为：
烟气从预洗区4进入，被预洗区4循环洗涤液降温洗涤，同时浓缩循环洗涤液，烟气再分别经吸收区5被吸收循环液7洗涤脱硫、细微颗粒物控制区6被细微颗粒物循环洗涤液15除去细微颗粒物后排出；
预洗区4循环洗涤液主要从细微颗粒物循环洗涤液15补入，使用细微颗粒物循环洗涤液15和/或工艺水23冲洗塔壁结垢，吸收循环液通过细微颗粒物循环洗涤液15和/或工艺水23补充。
吸收循环液7在吸收循环槽16氧化，并从吸收循环槽16不同位置抽取不同成分的溶液分别去一级吸收、二级吸收。
工艺水23从细微颗粒物控制区6、细微颗粒物洗涤循环槽3补入；
第二级、第三级细微颗粒物洗涤循环液15(稀硫酸铵-亚硫酸铵混合溶液)补入氧化设备2。
第四级细微颗粒物洗涤循环液15补入细微颗粒物洗涤循环槽3。
第一级细微颗粒物洗涤循环液15补入吸收循环槽16。
吸收剂为液氨，主要补入吸收循环槽16，用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，氨加入吸收循环槽16转变为亚硫酸铵后再进行氨法脱硫。
往预洗区4加氨调节pH值以保证产品硫酸铵游离酸指标满足GB535要求、往氧化设备2加氨调节pH值。
氧化空气加入氧化设备2和吸收循环槽16，氧化设备2和吸收循环槽16出口气体引入吸收塔1吸收区4，以对吸收液进行自然氧化。
烟气进口位置为吸收塔1塔体高度的7％处，预洗区4高度是塔体高度的17％，吸收区5高度是塔体高度的25％，细微颗粒物控制区6高度为塔体高度的58％。
吸收塔1直径与氧化设备2直径比为0.85，并且氧化设备2高度为吸收塔1直径的1.25倍。
吸收塔1的空塔气速为2.64m/s；，预洗区4的操作温度为51℃。
设计烟气流量350000Nm3/h，设计SO2浓度15000mg/Nm3，设计氯化氢含量100mg/Nm3，总尘浓度≤30mg/Nm3。
烟气二氧化硫含量高，经水平衡计算分析，需要将10-20％高浓度细微颗粒物循环洗涤液送蒸发结晶系统单独处理，其余高浓度细微颗粒物循环洗涤液可在吸收塔内预洗区浓缩结晶。考虑到烟气设计氯化氢含量高达100mg/Nm3，因此选用干燥设备代替蒸发结晶系统，10-20％高浓度细微颗粒物循环洗涤液直接在干燥设备干燥，将循环液中氯离子浓度控制在10000-30000mg/L，氟离子浓度控制在500-2800mg/L。
测试期间，净烟气SO2 3.4mg/Nm3，总尘(含气溶胶)0.9mg/Nm3，氨逃逸0.25mg/Nm3。
主要通过氧化设备2强制氧化、吸收循环槽16强制氧化、吸收区4自然氧化、控制操作温度等手段控制分区溶液成分。
表4装置设计参数
序号 工艺指标 单位 数值
1 烟气流量 Nm3/h 350000
2 烟气进口温度 ℃ 130-142
3 烟气SO2浓度 mg/Nm3 15000
4 烟气进口粉尘浓度 mg/Nm3 ≤30
5 出口烟气SO2浓度 mg/Nm3 ≤5
6 出口烟气尘浓度 mg/Nm3 ≤2
7 出口烟气氨逃逸浓度 mg/Nm3 ≤0.5
8 氨回收利用率 ％ ≥99
4、实施效果
采用实施例2的装置和方法对不同工况的烟气进行氨法脱硫除尘，表5为测试方法及测试仪器，表6为运行参数和测试结果。
表5各项指标的检测方法及主要仪器一览表
表6装置运行参数和及测试结果

Claims (10)

1.一种氨法脱硫控制吸收过程气溶胶产生的方法，其特征在于：用含有亚硫酸铵的吸收循环液脱除烟气中的二氧化硫，以控制氨法脱硫吸收过程中产生气溶胶。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，通过分级溶液成分控制和反应条件控制，实现高效脱硫除尘，在高效脱硫除尘的同时控制氨逃逸、气溶胶的产生。
3.如权利要求2所述的方法，其特征在于，所述分级溶液成分控制包括亚硫酸铵、亚硫酸氢铵、硫酸铵或其组合的浓度梯度控制。
4.如权利要求2所述的方法，其特征在于：初步降温净化后的烟气依次与吸收循环液、细微颗粒物洗涤循环液接触，实现吸收、氧化、浓缩的协同控制，吸收循环液根据需要设置1级或多级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵，细微颗粒物洗涤循环液根据需要设置1级或多级，其中至少1级含有亚硫酸铵与硫酸铵。
5.如权利要求4所述的方法，其特征在于，细微颗粒物洗涤循环液pH值低于吸收循环液pH值，且亚硫酸铵含量小于吸收循环液亚硫酸铵含量。
6.如权利要求2所述的方法，其特征在于，吸收温度、洗涤温度控制在合适的范围内，以在保证吸收效率、控制氨逃逸、气溶胶的同时降低能耗。
7.如权利要求4所述的方法，其特征在于，吸收循环液选用多级时，至少1级成分包含亚硫酸铵0.15-4.95％，硫酸铵5-38％，pH值4-6.6，上级吸收循环液的亚硫酸铵含量低于下级吸收循环液的亚硫酸铵含量，和/或上级吸收循环液的pH值低于下级吸收循环液的pH值。
8.如权利要求4所述的方法，其特征在于，吸收循环液为1-2级，优选1级。
9.如权利要求4所述的方法，细微颗粒物洗涤循环液至少1级成分包含亚硫酸铵0.003-1％，硫酸铵0.3-38％，pH值3-5.4。
10.如权利要求9所述的方法，其中细微颗粒物洗涤循环液优选2级，至少1级含有高浓度硫酸铵，其中亚硫酸铵0.1-1％，硫酸铵5-38％。
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