一種回收煙氣中二氧化硫生產硫銨的方法和裝置的製作方法
2023-04-26 23:04:06
專利名稱：一種回收煙氣中二氧化硫生產硫銨的方法和裝置的製作方法
技術領域：
本發明涉及一種煙氣中二氧化硫的處理和回收方法以及裝置，尤其涉及一種以氨為原料的處理方法。
背景技術：
以煤或石油為燃料的鍋爐或火力發電廠排放大量廢氣(煙氣，煙道氣)。這些煙氣含有SOx、NOx、HCl和HF等有害物質，其中SOx是形成酸雨的主要物質。隨燃燒煤種的不同，SO2含量通常在300-5000ppmv(1000-15000mg/Nm3)之間。但是，煙氣量十分巨大，以燃煤鍋爐而論，蒸汽規模從35T/h到2500T/h，發電機組容量6MW到1000MW，煙氣量由5萬Nm3/h到250萬Nm3，SO2排放量1000噸/年到100,000噸/年。由於SO2是酸性氣體，採用鹼性水溶液脫吸菸氣中的SOx，即煙氣脫硫(FGD)是有效的方法，具有廣泛的應用價值。
現有的成熟的工業化技術主要是以石灰石為原料的方法，吸收劑為超細石灰石(325目)配製的漿液。其反應原理如下
由於石膏的用途較小，脫硫副產的石膏以拋棄為主。因此，這類方法稱為拋棄法。拋棄法具有明顯的缺點消耗新的自然資源；廢氣變廢渣，帶來新的汙染；同時排放CO2，為溫室氣體。
以氨為原料的方法屬於回收法，其反應原理如下
硫酸銨(簡稱硫銨)是一種高效化肥，其肥效比碳銨高一倍，比尿素也要高20％。原料氨中的有效氮N價值在18-19元/N，但是，在硫銨中，其價值可提高到30元/N，相當於SO2的價值達到400-500元/噸，或者煤中的硫的價值達到800-1000元/噸。因此，以氨為原料的FGD技術可以產生明顯的經濟價值。
另外，碳銨或尿素僅含氮營養，而硫銨中同時含氮和硫營養。因此，硫銨是比碳銨和尿素更好的化肥，在中國具有巨大的市場前景。
但是，以氨為原料的煙氣脫硫過程也存在很多技術上的難點。
以氨為原料的煙氣脫硫過程主要包括四個具體的過程(步驟)(1)SO2吸收
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，在氣體相中同時存在氨、SO2和SO3，因此，容易形成亞硫銨和硫銨霧，並以此霧核心，煙氣中的飽和水蒸汽會凝結在這些霧上，形成濃密的白霧，一方面造成氨損失，另一方面造成二次汙染。這也正式氨法過去長期未能很好解決的第一個關鍵技術難題。
(2)亞硫銨氧化向亞硫酸銨水溶液鼓空氣直接氧化，便可得到硫酸銨
亞硫銨氧化反應實際上在吸收過程中也會發生，只不過由於煙氣中O2含量低，反應速度慢，氧化率較低，一般不予考慮。
亞硫酸銨氧化和其他亞硫酸鹽相比明顯不同，NH4+對氧化過程有阻尼作用。文獻[Chemical Engineering Science，2000]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。這也是氨法的第二個技術困難。
(3)硫銨結晶硫銨在水溶液中的飽和溶解度隨溫度變化不大，如下表所示。
硫酸銨的溶解度
可見，硫銨溶解度隨溫度變化很小，結晶析出硫銨的方法主要有兩種，一是蒸髮結晶，二是飽和結晶。前者消耗額外蒸汽，後者不消耗蒸汽。因此，如何控制過程的工藝條件使硫銨飽和結晶從而降低能耗是該方法的第三個技術關鍵。
另外，為了方便離心分離，硫銨的結晶體不能過小，一般應控制在0.2毫米以上。為了方便農民直接施肥，甚至需要大於0.5-1.0毫米以上的結晶體。因此，如何控制大顆粒硫銨結晶，直接便於農業使用，而不需要進行再次造粒，便成為該技術的第四個技術關鍵。
(4)尾氣夾帶氨的回收如前所述，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，在位於塔頂部的接觸點，吸收液中氨濃度最高，而氣體相中SO2濃度最低。因此，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，又會造成新的汙染。
上述問題也是氨法在過去長期未能很好發展的一個原因。
發明內容
本發明需要解決的技術問題是公開一種以氨為原料的新的回收煙氣中二氧化硫生產硫銨的方法和裝置，以克服現有技術存在的上述缺陷。
本發明的構思如下(1)在吸收段上方設置氨回收段，防止氨從脫硫尾氣中揮發損失。
在脫硫塔中，煙氣和吸收液(或漿液)流動的方向一般採用逆流的型式。對於石灰石等不揮發的鹼性吸收劑，新鮮的吸收劑與循環的吸收液混合後從塔頂加入，向下流動。但是，由於氨是易揮發的，如果採用與其他方法相同的加料方式，塔頂部的吸收液中氨濃度最高，相應的與之成平衡的煙氣中氨濃度也最高。因此，從脫硫塔出來的脫硫尾氣含有大量的氣體氨，造成了原料浪費，同時也造成二次汙染。
因此，在脫硫塔的吸收段上方設置氨回收段。易揮發的氨與一部分循環的吸收液混合後從吸收段和洗滌段之間的空間進入脫硫塔。從洗滌段上面進入的液體為不含游離氨只含硫酸銨的循環吸收液，其pH一般小於5-6。既使有氨從吸收段帶入上一層的洗滌段，也會被不含氨的循環吸收液(含硫酸銨的水溶液)吸收，並被帶回到下一層(吸收段)。因此，洗滌段也具有再吸收SO2和同時吸收NH3的雙重功能。
(2)設置獨立的煙氣降溫增溼段，相當於將煙氣降溫增溼過程和SO2吸收過程分開，煙氣增溼的水來源於由氧化段來的稀硫酸銨溶液。
煙氣進入脫硫塔的溫度一般在100-160℃之間，進入脫硫塔與水溶液接觸後，必然會增溼降溫。對於一臺30萬kW的機組，需要消耗的水量在50m3/h左右。如果燃煤含硫量0.8％，回收煙氣中SO2可副產硫銨3T/h左右。所有補加的水全部加入吸收段，再進入氧化段，在氧化段硫銨濃度為6％(wt)左右，與飽和結晶時的45％(wt)濃度相差7-8倍。因此，將煙氣降溫增溼過程和SO2吸收過程分開，實際上是等於將結晶過程和氧化過程分開。而現有的石灰石—石膏法是將降溫增溼段和吸收段，以及氧化段和結晶段分別結合在一起的。另外，美國發明專利USP6187278(2001)公布的氨法也是將SO2吸收和煙氣降溫增溼，亞硫銨氧化和硫銨結晶過程結合在一起的。
(3)採用飽和結晶的方法生產晶體硫銨，降低蒸汽能耗。結晶段(濃縮段)位於脫硫塔的中部，即高溫煙氣進入脫硫塔首先與飽和的硫酸銨溶液(含有硫銨晶體的料漿)接觸，硫酸銨處於過飽和狀態，促使硫銨從溶液中結晶析出。由氧化段來的稀硫銨溶液也進入濃縮段與熱煙氣進行熱質交換而實現濃縮。為了促使硫銨晶粒生長，一般將漿料中的固體含量控制在5-20％(wt)以上，為晶體生長提供足夠的生長表面。濃度過高又不利於循環泵輸送。因此，一般將晶漿中固體硫銨的濃度控制在10-15％(wt)之間。
(4)採用分級水力旋流器，提高產品硫銨的結晶粒度大小。水力旋流器是液固分離的有效設備。與石灰石—石膏法相比，由於硫銨的結晶粒度(大於200微米)普遍比石膏粒度(30-100微米)大，而且存在著粒度分布，因此，採用粒度分級式的水力旋流器，可以篩選出大顆粒，比如大於500微米的結晶顆粒。
本發明的裝置，包括脫硫塔；與脫硫塔通過管線並經輸送泵相連接的顆粒分級水力旋流器；與顆粒分級水力旋流器相連接的離心機。
所說的脫硫塔包括圓柱型或矩形的塔體；設置在塔體內頂部的氨回收段；設置在塔體內氨回收段下方的SO2吸收段；設置在SO2吸收段下方的中間隔板，隔板上設有用於煙氣上升的具有升氣帽的升氣孔；
設置在中間隔板下方的增溼降溫段；設置在增溼降溫段下方的下部隔板，下部隔板與增溼降溫段之間的空腔為硫銨結晶段，下部隔板與塔體底部之間的空腔為氧化段；氨回收段上方設有與設置在塔體上的稀硫銨吸收液入口相連接的吸收液分布器；煙氣入口設置在增溼降溫段與硫銨結晶段之間，煙氣入口的入口管線上設有降溫增溼液入口；氧化段底部設有與設置在塔體上的空氣入口相連接的空氣分布器，氧化段上部設有空氣出口，最好通過管線與煙氣入口相連接；煙氣出口設置在塔體頂部；SO2吸收段、靠近中間隔板處與氧化段通過中間管線相連接；增溼降溫段的上方設有與設置在塔體上的循環吸收液入口相連接的循環液分布器；硫銨結晶段的底部設有硫銨料漿出口，通過管線並經輸送泵與顆粒分級水力旋流器相連接；本發明的方法包括如下步驟SO2濃度為1000-15000mg/Nm3，溫度為110～180℃的含SO2的鍋爐煙氣先與重量濃度為3～30％的稀硫銨水溶液接觸，初步降溫增溼，將其溫度降低到50～100℃，從中下部進入脫硫塔的增溼降溫段，與自上而下的硫銨水溶液接觸，降溫增溼，煙氣中的水汽含量接近飽和含量；煙氣可以直接進入脫硫塔，或經過再熱器降溫以後再進入脫硫塔；煙氣離開降溫增溼段後進入脫硫塔上部的SO2吸收段，與自上而下的含稀硫銨和氨的吸收液接觸，其中SO2大部分被吸收，吸收液中的氨與SO2反應生成亞硫銨，所說的亞硫銨為亞硫酸銨和亞硫酸氫銨混合物；氣液體積流量比為200～2000，操作溫度為40～60℃，噴淋密度為5～50m3/m2/h，稀硫銨吸收液中的硫銨重量濃度為3～30％。
煙氣隨後進入脫硫塔頂部的氨回收段，與自上而下的稀硫銨吸收液接觸，氨回收段具有吸收氨和進一步吸收SO2的雙重功能，最後煙氣通過出口管進入煙囪排放，此時煙氣處於水汽飽和狀態；氣液比為200～2000，操作溫度為40～60℃，噴淋密度為5～50m3/m2/h；所說的稀硫銨吸收液為硫銨和水的混合溶液，來源於液氨、氨水或碳銨和水；從頂部進入脫硫塔的稀硫銨吸收液，依次經過氨回收段和SO2吸收段後，變為了稀亞硫銨和硫銨的混合溶液，通過中間管線進入位於脫硫塔底部的氧化段，與從脫硫塔底部鼓入的空氣所氧化，亞硫銨與空氣中的氧反應生成硫銨，形成稀硫銨水溶液，氧化效率可以達到99％以上；以稀硫銨吸收液總重量計，空氣鼓入量為1～100m3/kg，操作溫度為40～60℃；氧化段的稀硫銨水溶液通過吸收液循環泵輸部分送到氨回收段，作為吸收液，部分送到脫硫塔的增溼降溫段；送到脫硫塔的增溼降溫段的稀硫銨水溶液的重量為總重量的1～10％；在增溼降溫段稀硫銨水溶液被濃縮，進入增溼降溫段下方的硫銨結晶段，由於稀硫銨水溶液不斷與高溫的煙氣接觸，稀硫銨水溶液中的水不段被蒸發，硫銨處於過飽和的狀態，在硫銨結晶段析出結晶，獲得含有晶體狀固體硫銨的硫銨料漿，硫銨結晶段中硫銨固體的重量濃度控制在5-20％；硫銨結晶段操作溫度為40～60℃；硫銨料漿經過泵輸送進入顆粒分級旋流器，分出的含有粒徑大於200微米的硫銨晶體顆粒的稠液進入離心機，分離得到固體硫銨，即商品硫銨，旋流器上部清夜回流到脫硫塔的煙氣增溼降溫段，離心機的母液也回流到脫硫塔的降溫增溼段。
由上述公開的技術方案看見，整個脫硫系統，脫硫原料(進料)是氨和水，脫硫產品是固體硫銨，不產生任何形式的新的廢水、廢渣和廢氣。總之，該發明變廢為寶，化害為利，不產生二次汙染。經過脫硫塔後，煙氣中主要汙染物的淨化效率可以達到SO2＝95-99.5％；SO3＝99-100％；HCl＝99-100％；HF＝99-100％；NOx＝10-30％；塵＝50-95％。另外，氨法的一個突出優點是，經過脫硫塔後，尾氣中SO3、HCl和HF等強酸性物質，尤其是形成酸露點腐蝕的SO3基本上全部被清除了。
圖1為脫硫塔結構示意圖。
圖2為本發明的流程圖。
具體實施例方式
參見圖1，本發明的裝置，包括脫硫塔1；與脫硫塔1通過管線並經輸送泵2相連接的顆粒分級水力旋流器3；與顆粒分級水力旋流器3相連接的離心機4；所說的脫硫塔1包括圓柱型或矩形的塔體101；設置在塔體101內頂部的氨回收段102；設置在塔體101內氨回收段102下方的SO2吸收段103；設置在SO2吸收段103下方的中間隔板104，中間隔板104上設有用於煙氣上升的具有升氣帽105的升氣孔106；設置在中間隔板104下方的增溼降溫段107；設置在增溼降溫段107下方的下部隔板108，下部隔板108與增溼降溫段107之間的空腔為硫銨結晶段109，下部隔板108與塔體101底部之間的空腔為氧化段110；氨回收段102上方設有與設置在塔體上的稀硫銨吸收液入口相連接的吸收液分布器111；煙氣入口113設置在增溼降溫段107與硫銨結晶段109之間，煙氣入口113的入口管線118上設有降溫增溼液入口119；氧化段110底部設有與設置在塔體上的空氣入口相連接的空氣分布器112，氧化段110上部設有空氣出口120，最好通過管線與煙氣入口113相連接；煙氣出口114設置在塔體101頂部；SO2吸收段103、靠近中間隔板104處與氧化段110通過中間管線115相連接；增溼降溫段107的上方設有與設置在塔體上的循環吸收液入口相連接的循環液分布器116；硫銨結晶段109的底部設有硫銨料漿出口117，通過管線並經輸送泵與顆粒分級水力旋流器3相連接；為防止結晶池的硫銨沉降結塊，在結晶段的側面裝有攪拌裝置。
按照本發明優選的方案降溫增溼段107由1-3塊大孔徑、高開空率的波紋式穿流篩板組成，孔徑為10～30mm，開空率為10～40％，波長為20～200mm，波峰高5～50mm；SO2吸收段103採用的傳質內構件是高效率、低阻力的柵格填料和板波紋填料，比表面積為40～150m2/m3，填料裝填高度為0.5～5m，吸收段的填料層數為1～5層；氨回收段102採用的傳質內構件也是高效率、低阻力的柵格填料和板波紋填料，比表面積為40～150m2/m3，填料裝填高度為0.5～5m；進一步，在氨回收段102後設有除沫段，該段的主要功能是除去煙氣中夾帶的水沫，由複合的填料組成，包括高表面積的波紋填料和絲網填料。經過除沫段後，尾氣中的水沫含量小於10-100mg/Nm3。
本發明的方法包括如下步驟SO2濃度為1000-10000mg/Nm3，溫度為110～180℃的含SO2的鍋爐煙氣通過煙氣入口113與稀硫銨水溶液接觸後，進入脫硫塔的增溼降溫段107，與自上而下的硫銨水溶液接觸，煙氣可以直接進入脫硫塔，或經過再熱器降溫以後再進入脫硫塔；煙氣離開降溫增溼段後進入脫硫塔上部的SO2吸收段103，與自上而下的稀硫銨吸收液接觸；煙氣隨後進入脫硫塔頂部的氨回收段102，與自上而下的稀硫銨吸收液接觸，最後煙氣通過出口管進入煙囪排放；從頂部進入脫硫塔的稀硫銨吸收液，依次經過氨回收段102和SO2吸收段103通過中間管線115進入位於脫硫塔底部的氧化段110，被從脫硫塔底部鼓入的空氣所氧化；氧化段110的稀硫銨水溶液通過吸收液循環泵輸部分送到氨回收段102，部分送到脫硫塔1的增溼降溫段107；在增溼降溫段107稀硫銨水溶液被濃縮，進入增溼降溫段107下方的硫銨結晶段109；硫銨料漿經過泵輸送進入顆粒分級旋流器3，分出的含有粒徑大於200微米的硫銨晶體顆粒的稠液進入離心機4，分離得到固體硫銨，即商品硫銨，旋流器3上部清夜回流到脫硫塔1的煙氣增溼降溫段107，離心機4的母液回流到脫硫塔1的降溫增溼段107。
實施例1採用圖2所述的流程。
一個260T/h的熱電鍋爐，燃用含硫量在0.8％的煤，煙氣流量為34萬Nm3/hr，SO2含量為2000mg/Nm3，電除塵器為4電場，煙氣含塵量為80mg/Nm3，煙氣溫度為140℃。
脫硫塔的直徑為7m，高為25，SO2吸收段採用一層填料。
煙氣經過煙道進口管上的預降溫後，溫度降為95℃，再進入脫硫塔的煙氣增溼降溫段，溫度降為50.5℃，再進入SO2吸收段，脫硫效率為95.6％，再進入氨回收段，脫硫效率增加到99.3％，再除沫段後離開脫硫塔時，脫硫尾氣中SO2含量為10mg/Nm3，NH3含量為3mg/Nm3，水沫含量為40mg/Nm3。
吸收段採用100m2/m3的聚丙烯規整孔板波紋填料，吸收液流量為400m3/hr，稀硫銨吸收液中的硫銨重量濃度為7％，各段的操作溫度分別為？55，50，48℃；以稀硫銨吸收液總重量計，空氣鼓入量為10m3/kg，送到脫硫塔的增溼降溫段的稀硫銨水溶液的重量為總重量的5％；硫銨產量為1400kg/hr，其中硫酸銨含量為99.0％，相當於含氮量為21.0。
實施例2採用圖2的流程。
一個30萬kW火力發電機組，燃用含硫量在2.5％的煤，煙氣流量為110萬Nm3/hr，SO2含量為6285mg/Nm3，電除塵器為4電場，煙氣含塵量為100mg/Nm3，煙氣溫度為145℃。
脫硫塔的直徑為12m，高為28m，SO2吸收段採用兩層填料。
煙氣經過煙道進口管上的預降溫後，溫度降為95℃，再進入脫硫塔的煙氣增溼降溫段，溫度降為50.5℃，再進入SO2吸收段，脫硫效率為96.6％，再進入氨回收段，脫硫效率增加到99.6％，再除沫段後離開脫硫塔時，脫硫尾氣中SO2含量為25.2mg/Nm3，NH3含量為1.8mg/Nm3，水沫含量為50mg/Nm3。
吸收段採用60m2/m3的聚丙烯柵格填料，吸收液流量為4000m3/hr。
稀硫銨吸收液中的硫銨重量濃度為28％，各段的操作溫度分別為55，51，49℃；以稀硫銨吸收液總重量計，空氣鼓入量為30m3/kg，送到脫硫塔的增溼降溫段的稀硫銨水溶液的重量為總重量的3％；硫銨產量為14300kg/hr，其中硫酸銨含量為99.0％，相當於含氮量為21.0。
權利要求
1.一種回收煙氣中二氧化硫生產硫銨的裝置，包括脫硫塔(1)，與脫硫塔(1)通過管線並經輸送泵(2)相連接的顆粒分級水力旋流器(3)，與顆粒分級水力旋流器(3)相連接的離心機(4)，其特徵在於還包括所說的脫硫塔(1)包括圓柱型或矩形的塔體(101)；設置在塔體(101)內頂部的氨回收段(102)；設置在塔體(101)內氨回收段(102)下方的SO2吸收段(103)；設置在SO2吸收段(103)下方的中間隔板(104)，中間隔板(104)上設有用於煙氣上升的具有升氣帽(105)的升氣孔(106)；設置在中間隔板(104)下方的增溼降溫段(107)；設置在增溼降溫段(107)下方的下部隔板(108)，下部隔板(108)與增溼降溫段(107)之間的空腔為硫銨結晶段(109)，下部隔板(108)與塔體(101)底部之間的空腔為氧化段(110)；氨回收段(102)上方設有與稀硫銨吸收液入口相連接的吸收液分布器(111)；煙氣入口(113)設置在增溼降溫段(107)與硫銨結晶段(109)之間，煙氣入口(113)的入口管線(118)上設有降溫增溼液入口(119)；氧化段(110)底部設有與空氣入口相連接的空氣分布器(112)，氧化段(110)上部設有空氣出口(120)；煙氣出口(114)設置在塔體(101)頂部；SO2吸收段(103)、靠近中間隔板(104)處與氧化段(110)通過中間管線(115)相連接；增溼降溫段(107)的上方設有與循環吸收液入口相連接的循環液分布器(116)；硫銨結晶段(109)的底部設有硫銨料漿出口(117)，通過管線並經輸送泵與顆粒分級水力旋流器(3)相連接。
2.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於，在結晶段的側面裝有攪拌裝置。
3.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於，降溫增溼段(107)由1-3塊大孔徑、高開空率的波紋式穿流篩板組成，孔徑為10～30mm，開空率為10～40％，波長為20～200mm，波峰高5～50mm。
4.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於，SO2吸收段(103)採用的傳質內構件為柵格填料或板波紋填料。
5.根據權利要求4所述的裝置，其特徵在於，柵格填料或板波紋填料比表面積為40～150m2/m3，填料裝填高度為0.5～5m，吸收段的填料層數為1～5層。
6.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於，氨回收段(102)採用的傳質內構件為柵格填料和板波紋填料，比表面積為40～150m2/m3，填料裝填高度為0.5～5m。
7.根據權利要求1所述的裝置，其特徵在於，在氨回收段(102)後設有除沫段。
8.根據權利要求1～7任一項所述的裝置回收煙氣中二氧化硫生產硫銨的方法，其特徵在於，包括如下步驟SO2濃度為1000-15000mg/Nm3，溫度為110～180℃的含SO2的鍋爐煙氣先與重量濃度為3～30％的稀硫銨水溶液接觸，將其溫度降低到50～100℃，從中下部進入脫硫塔的增溼降溫段，與自上而下的硫銨水溶液接觸，降溫增溼；煙氣離開降溫增溼段後進入脫硫塔上部的SO2吸收段，與自上而下的含稀硫銨和氨的吸收液接觸，吸收液中的氨與SO2反應生成亞硫銨，氣液體積流量比為200～2000，操作溫度為40～60℃，噴淋密度為5～50m3/m2/h，稀硫銨吸收液中的硫銨重量濃度為3～30％；煙氣隨後進入脫硫塔頂部的氨回收段，與自上而下的稀硫銨吸收液接觸，氣液體積比為200～2000，操作溫度為40～60℃，噴淋密度為5～50m3/m2/h；所說的稀硫銨吸收液為硫銨和水的混合溶液；從頂部進入脫硫塔的稀硫銨吸收液，依次經過氨回收段和SO2吸收段後，變為了稀亞硫銨和硫銨的混合溶液，通過中間管線進入位於脫硫塔底部的氧化段，與從脫硫塔底部鼓入的空氣所氧化，亞硫銨與空氣中的氧氣反應生成硫銨，形成稀硫銨水溶液，以稀硫銨吸收液總重量計，空氣鼓入量為1～100m3/kg，操作溫度為40～60℃；氧化段的稀硫銨水溶液通過吸收液循環泵輸部分送到氨回收段，作為吸收液，部分送到脫硫塔的增溼降溫段；送到脫硫塔的增溼降溫段的稀硫銨水溶液的重量為總重量的1～10％；在增溼降溫段稀硫銨水溶液被濃縮，進入增溼降溫段下方的硫銨結晶段，在硫銨結晶段析出結晶，獲得含有晶體狀固體硫銨的硫銨料漿，硫銨結晶段中硫銨固體的重量濃度控制在5-20％；硫銨結晶段操作溫度為40～60℃；硫銨料漿經過泵輸送進入顆粒分級旋流器，分出稠液進入離心機，分離得到固體硫銨，旋流器上部清夜回流到脫硫塔的煙氣增溼降溫段，離心機的母液也回流到脫硫塔的降溫增溼段。
9.根據權利要求8所述的方法，其特徵在於，所說的稀硫銨吸收液來源於液氨、氨水或碳銨和水。
10.根據權利要求8或9所述的方法，其特徵在於，煙氣經過再熱器降溫以後再進入脫硫塔。
全文摘要
本發明公開了一種回收煙氣中二氧化硫生產硫銨的方法和裝置。本發明在吸收段上方設置氨回收段，防止氨從脫硫尾氣中揮發損失。設置獨立的煙氣降溫增溼段，採用飽和結晶的方法生產晶體硫銨，降低蒸汽能耗。採用分級水力旋流器，提高產品硫銨的結晶粒度大小。水力旋流器是液固分離的有效設備。整個脫硫系統，脫硫原料是氨和水，脫硫產品是固體硫銨，不產生任何形式的新的廢水、廢渣和廢氣。本發明變廢為寶，化害為利，不產生二次汙染。經過脫硫塔後，煙氣中主要汙染物的淨化效率可以達到SO
文檔編號B01D53/50GK1648049SQ20051002322
公開日2005年8月3日 申請日期2005年1月11日 優先權日2005年1月11日
發明者肖博文 申請人:上海申川環保科技有限公司