CN116899389A - 低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的方法及装置 - Google Patents
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Abstract
发明应用于低硫烟气(如天然气烟气)碳捕集联产氮肥，含硫氧化物、CO2的工艺气首先进入氨法脱硫装置进行脱硫，生成硫酸铵化肥，脱硫后的气体进入氨法脱碳装置中，脱除气体中的二氧化碳，生成碳酸氢铵化肥，脱碳后的气体中含有游离氨，采用脱硫循环液进行洗涤，洗涤液返回脱硫装置。低硫烟气脱硫循环液中的酸量不足部分，通过在脱硫循环液中加硫酸控制洗涤液pH，洗涤生成硫酸铵化肥，随脱硫液返回脱硫功能区一同回收成硫酸铵化肥产品。该技术流程简单，投资和运行成本低，副产硫酸铵和碳酸氢铵化肥，真正实现了变废为宝、循环经济。
Description
技术领域：
本发明属于环保技术领域，具体涉及一种用于氨法脱除硫氧化物和CO2的装置及方法。
背景技术：
二氧化碳是最重要的温室气体，化石能源使用是其主要的排放源，对排放烟气中CO2进行捕集封存和资源化，对于控制和减少温室气体的排放，应对温室效应、全球变暖问题具有重要意义。
氨法碳捕集技术一直是研究的重点，也是解决温室气体的最佳方法；但氨易挥发，脱碳需在偏碱性条件下进行，造成氨逃逸量增加。如不加以解决，大量的氨逃逸，不仅造成脱碳成本的增加，也造成二次污染。
CN113262625A公开了一种氨法脱硫脱碳一体化装置及方法，该工艺通过氨法脱硫、氨法脱碳脱除气体中硫氧化物、CO2，并采用脱硫循环液控制脱碳后的氨逃逸。但该工艺未考虑低硫烟气时脱硫循环液酸量不足、无法有效控制脱碳后氨逃逸的问题。
CN104874272A公开了一种集成脱硫和二氧化碳捕集的设备和方法，烟气首先经过氨法脱硫装置脱除SO2，再进入直接接触式冷却装置进行冷却降温后，进入脱碳塔进行脱碳，脱碳后气体进行氨洗涤塔，用水进行洗涤，洗涤后烟气再进入直接接触式加热装置，在喷淋接触加热过程中同步脱除一些氨。喷淋接触溶液采用接触冷却塔排出的水溶液，接触喷淋后溶液经冷却塔降温后再用于接触冷却喷淋。水洗塔的氨溶液进入脱碳塔用于脱碳，或进入汽提塔脱氨。并在喷淋接触加热过程中加入酸性试剂硫酸强化氨洗涤。该工艺虽然采用强酸洗涤除氨，但未充分利用氨法脱硫装置的酸性溶液，增加了强酸耗量。
CN101909721A同样采用加硫酸循环洗涤除氨，硫酸耗量大。
CN101600489A公开了一种能够被操作用于清洁包含着二氧化碳和二氧化硫的工艺气体的气体清洁系统，包括组合式冷却与清洁系统(16)和CO2吸收器。组合式冷却与清洁系统(16)包括第一气体-液体接触装置(50)，该第一气体-液体接触装置位于CO2吸收器的上游，并且能够被操作用于借助于冷却液体来冷却工艺气体，并且将工艺气体的二氧化硫吸收到冷却液体中，从而获得包含着硫酸盐的冷却液体。组合式冷却与清洁系统(16)还包括第二气体-液体接触装置(94)，该第二气体-液体接触装置位于CO2吸收器的下游，并且能够被操作用于通过使得包含着氨的工艺气体与包含着硫酸盐的冷却液体接触而从已在CO2吸收器中经过处理的工艺气体去除氨。其中，硫酸可以被添加到冷却液体以控制冷却液体的pH值。但该工艺采用冷却气体获得包含着硫酸盐的冷却液体去除氨，未提到氨法脱硫装置，也未给出采用氨法脱硫装置中的酸性溶液去除氨的启示。
本发明针对上述问题，开发了一种低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的方法及装置。
发明内容
本发明开发了一种低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的方法及装置，主要应用于低硫烟气(即工艺气，如天然气烟气)碳捕集联产氮肥，含硫氧化物、CO2的工艺气首先进入氨法脱硫装置进行脱硫，生成硫酸铵化肥，脱硫后的气体进入氨法脱碳装置中，脱除气体中的二氧化碳，生成碳酸氢铵化肥，脱碳后的气体中含有游离氨，采用脱硫循环液进行洗涤，洗涤液返回脱硫装置。低硫烟气脱硫循环液中的酸量不足部分，通过在脱硫循环液中加硫酸控制洗涤液pH，洗涤生成硫酸铵化肥，随脱硫液返回脱硫功能区一同回收成硫酸铵化肥产品。该技术流程简单，投资和运行成本低，副产硫酸铵和碳酸氢铵化肥，真正实现了变废为宝、循环经济。
一种低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的方法，依次包括以下步骤：
1)使用铵盐溶液脱除工艺气中的部分SO2；
2)使用铵盐溶液脱除工艺气中的部分CO2；和
3)使用步骤1)的铵盐溶液和硫酸溶液脱除工艺气中的部分游离氨，生成硫酸铵；
4)将步骤3)中产生的硫酸铵溶液至少部分返回脱硫功能区，并在脱硫功能区与脱硫副产品硫酸铵共同结晶产出固体硫酸铵。
步骤2)产出固体碳酸氢铵。
步骤3)中至少设置一层气液接触装置，其用于铵盐溶液和硫酸溶液与工艺气的接触。气液接触装置可采用喷淋方式。
控制气液接触的溶液的pH为1-10，优选1-7.5，更优选1-6.5，最优选1-5.5。
步骤3)中将硫酸溶液在铵盐溶液的管道上加入，混合后的溶液直接进入气液接触装置。或者，步骤3)中将硫酸溶液和铵盐溶液分别直接进入气液接触装置。
步骤3)中包括溶液收集装置，将硫酸溶液和铵盐溶液加入溶液收集装置，通过强制循环进行气液接触。
硫酸溶液添加量根据pH值进行控制。硫酸溶液添加量还根据脱碳后烟气量与氨逃逸浓度进行控制。
硫酸溶液质量浓度为10％-50％，优选12％-40％，更优选15％-30％。
步骤4)中还通过补水调节硫酸铵溶液浓度，使之与来自脱硫功能区的铵盐溶液质量浓度差不超过5％，优选3％，更优选1％。
所述低硫烟气中SO2含量不高于2000mg/Nm3，优选1000mg/Nm3，更优选500mg/Nm3。
步骤1)中铵盐溶液为氨法脱硫功能区的浓缩循环液、吸收循环液、洗涤循环液之一或组合，浓缩循环液pH 1-6，优选2-4.5，亚硫酸铵浓度0-0.2wt％，硫酸铵浓度10-60wt％，吸收循环液pH 4.5-6.5，优选4.8-6.2，亚硫酸铵浓度0.1-3wt％，硫酸铵浓度10-38wt％，洗涤循环液pH 1.5-6.5，优选2-5，硫酸铵浓度0-5wt％。
步骤2)中铵盐溶液为碳酸氢铵生成循环液、脱碳吸收循环液之一或组合，碳酸氢铵生成循环液中总氨与总CO2的摩尔比1-1.8，脱碳吸收循环液中总氨与总CO2的摩尔比1.8-3，所述的总氨包括氨和铵根，所述的总CO2包括游离CO2和碳化CO2。
一种低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的装置，其特征在于，设置氨法脱硫功能区、氨法脱碳功能区、洗氨功能区、加酸系统，
其中，氨法脱硫功能区、氨法脱碳功能区、洗氨功能区依次连接，氨法脱硫功能区与洗氨功能区通过液相管道连接，加酸系统与洗氨功能区连接。
氨法脱硫功能区分成多个段，其中包括冷却浓缩降温段、吸收段、水洗段，每个段设置至少一层气液接触，段与段之间设有允许气体通过的设备/部件。
氨法脱硫功能区分成多个段，其中包括碳酸氢铵生成段、脱碳吸收段，每个段设置至少一层气液接触，段与段之间设有允许气体通过的设备/部件。
洗氨功能区设有pH检测装置。
氨法脱硫功能区还包括硫酸铵生产系统。
氨法脱碳功能区还包括碳酸氢铵生产系统。
冷却浓缩降温段、吸收段、水洗段之一或组合的与洗氨功能区连接。
洗氨功能区还包括水洗段，水洗段与补水管连接，设置至少一层气液接触，与洗氨功能区其他段之间设有允许气体通过的设备/部件。
洗氨功能区设有补水装置。
加酸系统设有酸稀释装置和酸浓度测定装置。
加酸装置与氨法脱硫功能区和洗氨功能区液相连接管道连接，接入洗氨功能区。
洗氨功能区包括溶液收集装置，加酸装置直接与溶液收集装置连接。
在步骤2)与步骤3)之间还包括步骤4)使用工艺水脱除工艺气中的部分游离氨和/或在步骤3)后还包括步骤5)使用工艺水进一步脱除工艺气中的部分游离氨。洗涤后的含氨工艺水去脱碳装置或脱硫装置进行补水或作为吸收剂。
本发明的低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的方法优选在本发明的低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的装置中进行。
本申请还涉及如下实施方案：
1.一种低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的方法，依次包括以下步骤：
1)使用铵盐溶液脱除工艺气中的部分SO2；
2)使用铵盐溶液脱除工艺气中的部分CO2；和
3)使用步骤1)的铵盐溶液和硫酸溶液脱除工艺气中的部分游离氨，生成硫酸铵；
4)将步骤3)中产生的硫酸铵溶液至少部分返回脱硫功能区，并在脱硫功能区与脱硫副产品硫酸铵共同结晶产出固体硫酸铵。
2.如实施方案1所述的方法，其特征在于，步骤2)产出固体碳酸氢铵。
3.如实施方案1所述的方法，其特征在于，步骤3)中至少设置一层气液接触装置。
4.如实施方案3所述的方法，其特征在于，控制气液接触的溶液的pH为1-10，优选1-7.5，更优选1-6.5，最优选1-5.5。
5.如实施方案3所述的方法，其特征在于，步骤3)中将硫酸溶液在铵盐溶液的管道上加入，混合后的溶液直接进入气液接触装置。
6.如实施方案3所述的方法，其特征在于，步骤3)中包括溶液收集装置，将硫酸溶液和铵盐溶液加入溶液收集装置，通过强制循环进行气液接触。
7.如实施方案4所述的方法，其特征在于，硫酸溶液添加量根据pH值进行控制。
8.如实施方案1所述的方法，其特征在于，硫酸溶液添加量还根据脱碳后烟气量与氨逃逸浓度进行控制。
9.如实施方案1所述的方法，其特征在于，硫酸溶液质量浓度为10％-50％，优选12％-40％，更优选15％-30％。
10.如实施方案1所述的方法，其特征在于，步骤4)中还通过补水调节硫酸铵溶液浓度，使之与来自脱硫功能区的铵盐溶液质量浓度差不超过5％，优选3％，更优选1％。
11.如实施方案1所述的方法，其特征在于，所述低硫烟气中SO2含量不高于2000mg/Nm3，优选1000mg/Nm3，更优选500mg/Nm3。
12.如实施方案1所述的方法，其特征在于，步骤1)中铵盐溶液为氨法脱硫功能区的浓缩循环液、吸收循环液、洗涤循环液之一或组合，浓缩循环液pH 1-6，优选2-4.5，亚硫酸铵浓度0-0.2wt％，硫酸铵浓度10-60wt％，吸收循环液pH 4.5-6.5，优选4.8-6.2，亚硫酸铵浓度0.1-3wt％，硫酸铵浓度10-38wt％，洗涤循环液pH 1.5-6.5，优选2-5，硫酸铵浓度0-5wt％。
13.如实施方案1所述的方法，其特征在于，步骤2)中铵盐溶液为碳酸氢铵生成循环液、脱碳吸收循环液之一或组合，碳酸氢铵生成循环液中总氨与总CO2的摩尔比1-1.8，脱碳吸收循环液中总氨与总CO2的摩尔比1.8-3，所述的总氨包括氨和铵根，所述的总CO2包括游离CO2和碳化CO2。
14.一种低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的装置，其特征在于，设置氨法脱硫功能区、氨法脱碳功能区、洗氨功能区、加酸系统，
其中，氨法脱硫功能区、氨法脱碳功能区、洗氨功能区依次连接，氨法脱硫功能区与洗氨功能区通过液相管道连接，加酸系统与洗氨功能区连接。
15.如实施方案14所述的装置，其特征在于，氨法脱硫功能区分成多个段，其中包括冷却浓缩降温段、吸收段、水洗段，每个段设置至少一层气液接触，段与段之间设有允许气体通过的设备/部件。
16.如实施方案14所述的装置，其特征在于，氨法脱硫功能区分成多个段，其中包括碳酸氢铵生成段、脱碳吸收段，每个段设置至少一层气液接触，段与段之间设有允许气体通过的设备/部件。
17.如实施方案14所述的装置，其特征在于，洗氨功能区设有pH检测装置。
18.如实施方案14所述的装置，其特征在于，氨法脱硫功能区还包括硫酸铵生产系统。
19.如实施方案14所述的装置，其特征在于，氨法脱碳功能区还包括碳酸氢铵生产系统。
20.如实施方案15所述的装置，其特征在于，冷却浓缩降温段、吸收段、水洗段之一或组合的与洗氨功能区连接。
21.如实施方案14所述的装置，其特征在于，洗氨功能区还包括水洗段，水洗段与补水管连接，设置至少一层气液接触，与洗氨功能区其他段之间设有允许气体通过的设备/部件。
22.如实施方案14所述的装置，其特征在于，洗氨功能区设有补水装置。
23.如实施方案14所述的装置，其特征在于，加酸系统设有酸稀释装置和酸浓度测定装置。
24.如实施方案14所述的装置，其特征在于，加酸装置与氨法脱硫功能区和洗氨功能区液相连接管道连接，接入洗氨功能区。
25.如实施方案14所述的装置，其特征在于，洗氨功能区包括溶液收集装置，加酸装置直接与溶液收集装置连接。
26.如实施方案3所述的方法，其特征在于，步骤3)中将硫酸溶液和铵盐溶液分别直接进入气液接触装置。
附图说明：
图1显示了一种低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的装置。1、工艺气；2、脱硫功能区；3、脱硫循环泵a；4、脱硫换热器-a；5、脱硫循环泵-b；6、脱硫换热器-b；7、氧化空气8、去脱硫系统加氨；9、硫酸铵处理系统10、脱硫循环泵-c；11、脱硫换热器-c；12、脱硫后尾气；13、脱碳冷却系统；14、脱硫循环槽；15、洗氨pH计16、洗氨溶液去脱硫区17、洗氨溶液去脱碳区18、工艺水19、脱碳功能区；20、颗粒物洗涤循环泵；21、脱碳循环泵；22、脱碳换热器；23、脱碳后尾气；24、去脱碳系统加氨；25、洗氨功能区；26、洗氨功能区循环泵-a；27、洗氨功能区循环泵-b；28、洗氨换热器；29、洗氨排水30、净烟气；31、酸性脱硫液(即用作脱氨洗涤液的脱硫循环液)；32、返回脱硫液；33、碳酸氢铵处理系统；34、硫酸添加设备。
图2显示一种低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的装置，其中通过硫酸添加设备34向酸性脱硫液31管道中加入硫酸。
具体实施方式
在图中，含硫氧化物、CO2的工艺气1进入脱硫功能区2，用脱硫循环泵-b 5进行喷淋循环，利用脱硫换热器-b 6控制温度，尾气降温的同时提浓硫酸铵溶液，提浓并析出固体的硫酸铵浆液经硫酸铵处理系统9得到成品硫酸铵。用脱硫功能区2脱硫循环泵-b 3和脱硫循环槽14进行吸收喷淋循环，吸收尾气中的硫氧化物(二氧化硫及三氧化硫)，利用脱硫换热器-a 4控制脱硫温度。利用脱硫循环泵-c 10进行洗涤喷淋循环，利用脱硫换热器-c 11控制洗涤温度。氨8经计量后去脱硫循环槽14加氨。氧化空气7去脱硫循环槽14将溶液氧化。
脱硫后尾气12先通过脱碳冷却系统13降温，然后进入脱碳功能区19，用脱碳循环泵21进行吸收喷淋循环，利用脱碳换热器22移除脱碳热量。用碳酸氢铵处理系统33得到成品碳酸氢铵。氨24经计量后去脱碳功能区19加氨。
脱碳尾气23进入洗氨功能区25，利用洗氨塔循环泵-a 26进行一级洗涤，一级洗涤液来自脱硫循环槽14颗粒物洗涤循环泵酸性脱硫液31，连续补入洗氨塔25底部，吸收氨气后的脱硫液(即返回脱硫液)32返回至脱硫循环槽14。利用洗氨功能区循环泵-b 27进行二级洗涤，利用洗氨换热器28控制洗涤温度，二级洗涤液来工艺水18，洗涤后排水29分两路，分别为管路16和管路17，返回至脱硫功能区2的为管路16，返回脱碳功能区19的为管路17，通过脱硫功能区2和脱碳功能区19的补水量调节管路16和管路17的开关。洗涤后净烟气30排出。
装置还包括硫酸添加设备34和洗氨pH计15，通过硫酸添加设备34向洗氨功能区25一级洗涤段底部中加入硫酸，调整洗氨塔一级洗涤循环泵-a 26入口溶液pH值。
也可如图2，通过硫酸添加设备34向酸性脱硫液31管道中加入硫酸，直接进洗氨塔一级洗涤循环段喷淋。pH计15则设置于酸性脱硫液31管道的硫酸加入点之后。
实施例
本申请提供实施例1-2和对比例1-2以更进一步地说明本发明的技术方案。
实施例1：
含硫氧化化物、CO2燃气锅炉烟气(工艺气)进入上述脱硫脱碳一体化装置，工艺流程见图1。燃气锅炉烟气1进入脱硫功能区2，用脱硫循环泵-b 5进行喷淋循环，利用脱硫换热器-b 6控制温度，尾气降温的同时提浓硫酸铵溶液，提浓并析出固体的硫酸铵浆液经硫酸铵处理系统9得到成品硫酸铵。用脱硫功能区2脱硫循环泵-b 3和脱硫循环槽14进行吸收喷淋循环，吸收尾气中的硫氧化物(二氧化硫及三氧化硫)，利用脱硫换热器-a 4控制脱硫温度。利用脱硫循环泵-c 10进行洗涤喷淋循环，利用脱硫换热器-c 11控制洗涤温度。氨8经计量后去脱硫循环槽14加氨。氧化空气7去脱硫循环槽14将溶液氧化。
脱硫后尾气12先通过脱碳冷却系统13降温，然后进入脱碳功能区19，用脱碳循环泵21进行吸收喷淋循环，利用脱碳换热器22移除脱碳热量。用碳酸氢铵处理系统33得到成品碳酸氢铵。氨24经计量后分别去脱碳功能区19加氨。
脱碳尾气23进入洗氨功能区25，利用洗氨塔循环泵-a 26进行一级洗涤，一级洗涤液来自脱硫循环槽14颗粒物洗涤循环泵酸性脱硫液31，连续补入洗氨塔25底部，吸收氨气后的脱硫液32返回至脱硫循环槽14。利用洗氨功能区循环泵-b 27进行二级洗涤，利用洗氨换热器28控制洗涤温度，二级洗涤液来工艺水18，洗涤后排水29返回至脱硫功能区2(管路16)和脱碳功能区19(管路17)。洗涤后净烟气30排出。氨24经计量后去脱碳功能区19加氨。
装置还包括硫酸添加设备34和洗氨pH计15，硫酸和酸性脱硫液31分别直接加入，加入硫酸后的溶液pH显著降低，更好得调节洗氨塔一级洗涤循环溶液pH值，从而吸收气体中的氨。
通过采用自脱硫循环槽14颗粒物洗涤循环泵酸性脱硫液31洗涤除去脱碳尾气23中的氨，但由于工艺气1中的SO2含量低，无法消耗掉脱碳尾气23中的氨量。所以在酸性脱硫液31中加入硫酸，调整pH值，洗涤生成硫酸铵，硫酸铵随吸收氨气后的脱硫液32返回脱硫功能区与氨法脱硫产生的硫酸铵一同回收成硫酸铵化肥产品。由于第一级脱氨洗涤循环液产生硫酸铵，溶液浓度会增加，为保证其浓度不超过来液的3％，需进行补水，补水用第二级脱氨的水洗洗涤液。
其中，使用的硫酸浓度为20％，控制pH计15的pH值4.5-5.5。
脱硫脱碳采用99.6％的液氨作为吸收剂，工艺气1参数见下表：
经脱硫系统处理后的气体12的主要参数见下表：
经脱碳功能区处理后的气体23主要参数见下表：
| 序号 | 项目 | 数值 |
| 1 | 脱碳功能区出口气量，Nm3/h | 821693 |
| 2 | 脱碳功能区出口CO2含量，v％ | 3.8 |
| 3 | 脱碳功能区出口NH3含量，ppmv | 900 |
| 4 | 脱碳效率，％ | 70 |
| 5 | 副产碳酸氢铵量，t/h | 267 |
| 6 | 99.6％的液氨消耗量，t/h | 55.7 |
经洗氨塔处理后主要参数见下表：
| 序号 | 项目 | 一级后数值 | 二级后数值 |
| 1 | 洗氨出口气量，Nm3/h | 868920 | 823339 |
| 2 | 洗氨出口CO2含量，v％ | 3.6 | 3.8 |
| 3 | 洗氨出口NH3含量，ppmv | 55 | ＜3 |
| 4 | 洗氨出口SO2含量，mg/Nm3 | ＜2 | ＜2 |
| 5 | 93％硫酸消耗量，t/h | 1.69 | 0 |
实施例2：
如图2，与实施例1相比，通过硫酸添加设备34向酸性脱硫液31管道中加入硫酸，直接进洗氨塔一级洗涤循环段喷淋。pH计15设置于酸性脱硫液31管道的硫酸加入点之后。其中，使用的硫酸浓度为20％，控制pH计15的pH值2-4。其他条件不变。
经洗氨塔处理后主要参数见下表：
| 序号 | 项目 | 一级后数值 | 二级后数值 |
| 1 | 洗氨出口气量，Nm3/h | 868920 | 823339 |
| 2 | 洗氨出口CO2含量，v％ | 3.6 | 3.8 |
| 3 | 洗氨出口NH3含量，ppmv | 31 | ＜2 |
| 4 | 洗氨出口SO2含量，mg/Nm3 | ＜2 | ＜2 |
| 5 | 93％硫酸消耗量，t/h | 1.69 | 0 |
对比例1：与实施例1相比，无硫酸添加设备34。其他条件不变。
由于无硫酸加入，无法控制pH计15的pH值4.5-5.5，实际pH值10.5-12。洗氨后出口氨浓度仍然较高，如若想降低氨逃逸量，只能增加水洗级数和增大喷淋量，这显然会增加投资和运行成本。
| 序号 | 项目 | 一级后数值 | 二级后数值 |
| 1 | 洗氨出口气量，Nm3/h | 868920 | 823339 |
| 2 | 洗氨出口CO2含量，v％ | 3.6 | 3.8 |
| 3 | 洗氨出口NH3含量，ppmv | 200 | ＜45 |
| 4 | 洗氨出口SO2含量，mg/Nm3 | ＜2 | ＜2 |
对比例2：与实施例2相比，无硫酸添加设备34。其他条件不变。
酸性脱硫液pH为4.5-6.5，虽然初始阶段可以除氨，但由于吸收的氨量大，脱硫系统无法消耗掉，会导致脱硫系统无法正常运行。
从以上本发明实施例和对比例可以看出，经过本发明低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的方和装置能够实现高效脱碳的同时控制氨逃逸，从而实现了优异的技术效果和经济效果。
唯以上所述者，仅为本发明的较佳实施例而已，举凡熟悉此项技艺的专业人士在了解本发明的技术手段之后，自然能依据实际的需要，在本发明的教导下加以变化。因此凡依本发明申请专利范围所作的同等变化与修饰，都应仍属本发明专利涵盖的范围内。
Claims (10)
1.一种低硫烟气碳捕集联产氮肥控制氨逃逸的方法，依次包括以下步骤：
1)使用铵盐溶液脱除工艺气中的部分SO2；
2)使用铵盐溶液脱除工艺气中的部分CO2；和
3)使用步骤1)的铵盐溶液和硫酸溶液脱除工艺气中的部分游离氨，生成硫酸铵；
4)将步骤3)中产生的硫酸铵溶液至少部分返回脱硫功能区，并在脱硫功能区与脱硫副产品硫酸铵共同结晶产出固体硫酸铵。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤2)产出固体碳酸氢铵。
3.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤3)中至少设置一层气液接触装置。
4.如权利要求3所述的方法，其特征在于，控制气液接触的溶液的pH为1-10，优选1-7.5，更优选1-6.5，最优选1-5.5。
5.如权利要求3所述的方法，其特征在于，步骤3)中将硫酸溶液在铵盐溶液的管道上加入，混合后的溶液直接进入气液接触装置。
6.如权利要求3所述的方法，其特征在于，步骤3)中包括溶液收集装置，将硫酸溶液和铵盐溶液加入溶液收集装置，通过强制循环进行气液接触。
7.如权利要求4所述的方法，其特征在于，硫酸溶液添加量根据pH值进行控制。
8.如权利要求1所述的方法，其特征在于，硫酸溶液添加量还根据脱碳后烟气量与氨逃逸浓度进行控制。
9.如权利要求1所述的方法，其特征在于，硫酸溶液质量浓度为10％-50％，优选12％-40％，更优选15％-30％。
10.如权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤4)中还通过补水调节硫酸铵溶液浓度，使之与来自脱硫功能区的铵盐溶液质量浓度差不超过5％，优选3％，更优选1％。
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