用于硫磺回收尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統及方法與流程

本發明涉及一種硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統及方法，屬于石油煉制工業中酸性氣回收裝置排放氣的二氧化硫脫除技術領域。

背景技術：

隨著我國工業化的發展，工業生產中的煙氣排放量越來越大，對生態環境的破壞也越來越嚴重，已經影響到人民的正常生活。而對于石油煉制工業來說，硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣是全廠二氧化硫的集中排放源之一，必須要有行之有效的脫硫方法控制二氧化硫的排放。使用氨法脫硫相對于鈉法和鈣法脫硫，沒有廢液和廢固產生，所需的氨可就近來自硫磺回收裝置酸性水氣提塔，脫硫后產生的硫酸銨溶液可用于濃縮結晶，生產硫氨化肥，因而具有明顯的優勢，但氨法脫硫存在著氨逃逸可能。

目前硫磺回收裝置均按照《大氣污染物綜合污染物排放標準》(GB 16297-1996)而設計。上游來的酸性氣先經過Clause硫磺回收單元和尾氣處理單元處理，硫元素回收率不小于99.8%，排放的尾氣經焚燒爐處理后，煙氣中SO₂含量為520-560mg/Nm³（干基）；當尾氣處理單元離線時，煙氣中SO₂含量將高達29000mg/Nm³（干基），甚至更高，不能滿足新頒布的《石油煉制工業污染物排放標準》(GB 31570-2015) 大氣污染物排放限值，因而需要改造升級。

從原理上說，氨法脫硫是以(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃混合溶液為基礎，在吸收塔中與煙氣中的SO₂進行反應的過程，并以適宜的方式持續補充適量的氨或氨水，以維持吸收循環液中(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃之間的最佳比例。

煙氣的主要成份有N₂、CO₂、H₂O、O₂，另外還有待脫除的SO₂和少量SO₃（約占SO₂體積比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以離子形態存在，由于離子不揮發，以穩定態存在：

(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在溶液中以分子形態存在，分子由于受到溶液的溫度及電離平衡的影響，以及氣相（煙氣）中分壓的影響，有可能揮發，所以呈游離態或自由態：

NH₃+ H₂O ? NH₄⁺ + OH^-（（4）

SO₂+ H₂O ?HSO₃^- +H⁺（5）

H₂O ?H⁺ + OH^-（6）

（1）和（2）電離方程式是不可逆的，（3）~（6）電離方程式是可逆的。

氨法脫硫就是NH₃-SO₂-H₂O的三元物系的氣液相平衡問題，包括液相內部的電離平衡和氣液相平衡。準確理解氨法脫硫，并進行熱量平衡、物料平衡（水和硫元素）、煙氣與循環液之間SO₂-NH₃-H₂O的相平衡計算，進而合理確定操作參數是保證脫硫效果和控制氨逃逸的關鍵。

硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣，不同于燃煤鍋爐煙氣，其溫度較高，一般在200-300℃；硫含量變化范圍大，可在500-29000mg/NM³之間；而且水分含量高（13%-10%）、不含有煙塵。在氨法脫硫工程中，熱平衡和水平衡互相制約，當脫硫塔頂排煙溫度設定過高時，脫硫效果和氨逃逸不能達到要求；當脫硫塔頂排煙溫度設定過低時，脫硫塔內水會逐漸累積，不能維持脫硫穩定操作，所以，必須從熱量平衡、物料平衡（水和硫元素）、煙氣與循環液之間相平衡綜合考慮。

技術實現要素：

本發明針對硫磺回收裝置尾氣焚燒爐煙氣的特點，提供一種基于熱量平衡、物料平衡（水和硫元素）、煙氣與循環液（SO₂-NH₃-H₂O）之間相平衡以及循環液內部的弱酸弱堿的電離計算方法的硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統和方法，以解決現有技術脫硫不穩定和煙囪冒白煙的問題。

本發明采用如下技術方案：一種用于硫磺回收尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統，包括脫硫塔，脫硫塔的下部設有進氣口、頂部設有煙窗，所述脫硫塔包括從下到上依次設置減溫增濕段、脫硫段、水洗段，所述減溫增濕段包括增濕液噴嘴，所述脫硫段包括自上而下設置的脫硫液分布器、脫硫填料層和脫硫液收集器，所述水洗段包括自上而下設置的除沫器、水洗液分布器、水洗填料層和水洗液收集器，所述脫硫塔外設有分別與減溫增濕段、脫硫段、水洗段連接的增濕液循環回路、脫硫液循環回路、水洗液循環回路，所述增濕液循環回路上設有增濕液循環泵和減溫增濕循環液冷卻器，所述脫硫液循環回路上設有脫硫液緩沖罐、脫硫液循環泵和脫硫液冷卻器，所述水洗液循環回路上有水洗液緩沖罐和水洗液循環泵。

所述脫硫液循環回路上連接有通入到所述減溫增濕段中的硫胺液補充管路，該硫胺液補充管路上設有氧化緩沖罐和硫胺液補充泵，所述水洗液循環管路上連接有通入到所述脫硫液緩沖罐中的水洗液交換管路。

所述脫硫塔上位于所述煙窗和水洗段之間的位置設有煙氣再熱器。

所述脫硫塔外設有與所述進氣口連接的煙氣余熱回收器，所述煙氣再熱器與所述煙氣余熱回收器通過循環管道連接組成一個閉合的系統。

所述脫硫塔外設有與所述煙氣再熱器通過循環管路連接的蒸汽發生器，所述蒸汽發生器用于與外界工廠廢氣管道連接，所述蒸汽發生器通入到煙氣再熱器的管路上用于與外界低壓余熱蒸汽連接。

所述脫硫填料層中的填料采用比表面積為125-350 m²/ m³的塑料規整填料，脫硫填料層的填料高度為6米；所述水洗填料層中的填料采用比表面積為125-350 m²/ m³的塑料規整填料，水洗填料層的填料高度為2米，所述增濕液噴嘴包括2~3層上下設置的噴嘴。

一種用于硫磺回收尾氣焚燒爐的煙氣脫硫方法，其包括以下步驟：（1）原始煙氣先進入煙氣余熱回收系統進行初步降溫，煙氣再進入脫硫塔減溫增濕段，減溫增濕循環液通過噴嘴噴出，形成水幕，利用減溫增濕循環液對煙氣降溫加濕，煙氣溫度降低至50-80℃，然后煙氣進入脫硫段，減溫增濕循環液降落至脫硫塔塔釜，由增濕液循環泵驅動，經過減溫增濕循環液冷卻器，再次進入塔內噴嘴，由此循環；（2）煙氣再從減溫增濕段進入脫硫塔脫硫段，脫硫液由脫硫段頂部的脫硫液分布器均勻分布在脫硫填料層，煙氣和脫硫液在脫硫填料層逆流接觸，然后煙氣進入水洗段，脫硫液經脫硫段下部的脫硫液收集器流出脫硫塔外，進入脫硫液緩沖罐，由脫硫液循環泵驅動，經過脫硫液冷卻器散熱，再次進入脫硫段，由此循環；（3）煙氣再從脫硫段進入脫硫塔水洗段進行洗滌，水洗液由水洗段頂部的水洗液分布器均勻分布在水洗填料層，煙氣和水洗液在水洗填料層逆流接觸，吸收煙氣中的逃逸氨，將煙氣中剩余的SO₂脫除，煙氣經過水洗段上部的除沫器后，煙氣中200μm及以下的液滴被攔截下來，水洗液經水洗段下部的水洗液收集器流出脫硫塔外，進入水洗液緩沖罐，由水洗液循環泵驅動，再次進入水洗段，由此循環；（4）煙氣最后通過煙氣再熱器，煙氣被加熱達70-100℃后從煙囪排出消除冒白煙問題；煙氣最后通過煙氣再熱器利用了原煙氣進塔降溫的熱量或利用工廠廢熱，不需要額外的熱量；上述步驟中，減溫增濕段、脫硫段、水洗段的煙氣出口溫度高于原始煙氣中水的露點，且減溫增濕段、脫硫段、水洗段的煙氣出口溫度逐漸減小。

所述減溫增濕循環液采用25%-40%硫酸銨溶液，減溫增濕循環液入口溫度在40-50℃，減溫增濕循環液的噴淋量為1-5L/ Nm³；所述脫硫液采用S/C值在0.6-0.65、濃度為5%-15%的NH₄HSO₃-（NH₄）₂SO₃溶液，脫硫液入口溫度40-50℃，脫硫液噴淋量為1-5L/ Nm³；所述水洗液的進口溫度為50℃，水洗液采用S/C值在0.65-0.8、濃度為1%-2%的NH₄HSO₃-（NH₄）₂SO₃溶液。

當脫硫塔正常運行時，所述脫硫液的噴淋量為1-3L/ Nm³，當脫硫塔不運行時，所述脫硫液的噴淋量為3-5L/ Nm³。

在脫硫過程中，將水洗液和脫硫液進行交換；在減溫增濕段，將減溫增濕循環液連續或者間斷地排到脫硫塔外；整個脫硫過程中，從外界向水洗循環罐內補水，補水量等于脫硫塔塔釜抽出的硫酸銨溶液帶走的水量，每小時0.3-1.0m³/h。

本發明中熱量平衡、物料平衡及相平衡包括整個脫硫系統的平衡和各功能區的平衡，以此為基礎確定各功能區的操作參數。基于上述的平衡計算，確定了脫硫系統構成，包括脫硫塔、煙氣余熱回收器、煙氣再熱器、廢氣余熱蒸汽發生器、增濕液循環泵、減溫增濕循環液冷卻器、脫硫緩沖罐、脫硫液循環泵、脫硫循環液冷卻器、水洗緩沖罐、水洗液循環泵、氧化緩沖罐、硫銨液補充泵等。基于上述平衡計算，設定脫硫塔包含減溫增濕段、預脫硫段、脫硫段、水洗段，上述各段的煙氣出口溫度要略高于原始煙氣中的水的露點，且幅度逐漸遞減，以水與硫元素的持續動態平衡，且滿足在水洗段適量補水，脫硫塔塔釜適量的以合理的濃度抽出副產物硫酸銨水溶液。基于上述平衡計算，確定減溫增濕段煙氣出口溫度由煙氣余熱回收器和減溫增濕循環液冷卻器兩者共同控制，或者單獨由后者來控制。另外，設定了減溫增濕循環液的濃度范圍和循環量范圍，以維持整個系統的穩定操作。基于上述平衡計算，確定脫硫段煙氣出口溫度由脫硫循環液冷卻器控制，并設定了脫硫循環液的濃度范圍和循環量范圍，確定了傳質結構和傳質單元高度。

在減溫增濕段，上游的尾氣焚燒爐均采用燃料氣燃燒，所產生的煙氣的主要成份為CH₄、H₂、少量N₂和CO₂等惰性氣體，因而煙氣中的水含量明顯高于燃煤鍋爐煙氣，其水露點一般在47.5℃-50.5℃之間。在減溫增濕段若單純的依靠硫酸氨溶液進行噴淋，借助水蒸發來降低煙氣溫度，則平衡溫度在60℃-65℃，這個溫度下的煙氣進入脫硫段，則無論脫硫效果還是煙氣中的逃逸量均滿足不了新的排放標準；迫不得以，則需在水洗段大量補充水，進而往脫硫段溢流，強行壓低脫硫段的煙氣溫度，帶來的后果是脫硫塔釜的硫酸銨溶液變得很稀，失去其利用價值。故有很有必要在煙氣入口增加煙氣余熱回收器，將煙氣溫度降至150℃左右，并發生120~130℃蒸汽，此蒸汽可以復熱凈煙氣，可以用于下游的硫銨結晶，也可以并入上游的硫磺回收低壓蒸汽系統。

除了設置煙氣余熱回收器，本發明還設置減溫增濕循環液冷卻器。同時，基于脫硫段與降溫增濕段的物料動態平衡，脫硫段的煙氣溫度應比降溫增濕段的出口煙氣溫度略低，所以也完全有必要在脫硫循環液回路上增加冷卻器。

本發明在脫硫循環回路上設置了氧化緩沖罐，這是因為在脫硫系統中，(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃溶液才是有效成份，硫銨溶液基本對脫硫效果沒有貢獻，它的存在反而增加了溶液中NH₄⁺和SO₄^2-離子的濃度，對氨逃逸和SO₂吸收均是不利因素，對(NH₄)₂SO₃的氧化有阻尼作用。故在脫硫塔外單獨設置了亞硫酸氫銨氧化緩沖罐，并在此將亞硫酸氫銨中和并氧化成硫酸銨。

在水洗段，采用稀的(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃溶液作為洗滌液，增加脫硫效果；在水洗段上部設置絲網除沫器，輔以適當氣液分離空間即可將凈化后的煙氣中夾帶的5μm以上的液滴脫除，進一步降低煙氣中總硫含量，而且阻力小，結構簡單。

相較于早期的噴射式氨法煙氣脫硫，將氨氣按照與SO₂ 摩爾比2：1的量直接噴到被水飽和的煙氣中進行脫硫（有資料表明當溫度在54℃以下，此種脫硫方法幾乎沒有脫硫效果，即沒有NH₄HSO₃的生成），本發明方法將氧化和減溫增濕段分開，首先在煙氣減溫增濕段利用不含NH₃和硫酸氨溶液使煙氣降溫避免氣溶膠生成；另外盡可能降低脫硫段的溫度，既有利于SO₂的吸收又可以阻止煙氣中氣溶膠的生成。即使有少量氣溶膠，也會在填料型式的脫硫段和水洗段中溶解進入循環液中。脫硫段和水洗段若采用空塔噴淋型式則不具有這種優勢。硫磺回收尾氣中不含有粉塵，也非常適合使用填料塔的脫硫。

整個脫硫過程中系統的補充水量將從外界加入到水洗循環罐內，需要補充的水量為脫硫塔塔釜抽出的硫酸銨溶液帶走的水量，每小時0.3-1.0m³/h，取決于脫硫塔排煙溫度與原始煙氣中水的露點的差。經過處理，脫硫塔頂煙氣的SO₂含量小于50mg/Nm³（干基），氨含量小于5-10mg/Nm³（干基）。

本發明設置煙氣余熱回收器，不僅有利于煙氣降溫和節水，還有利于降低氣溶膠的產生，防止氨逃逸，提升脫硫效果。在脫硫塔頂設置煙氣再熱器時，可使煙氣溫度達到70-90℃，消滅煙雨、煙霧，顯著改善排煙視覺影響，減緩空氣中霧霾的形成基礎，同時減小補水量和減溫增濕循環液冷卻器消耗的循環水量。可以降低水耗40%以上。

本發明的脫硫系統中，在脫硫塔外設置了煙氣余熱回收器，廢氣余熱蒸汽發生器，煙氣再熱器，有利于煙氣的降溫和系統的節水，防止氨逃逸，降低了氣溶膠的形成，提升了脫硫效果；如單獨設置了煙氣余熱回收器時，便可發生低壓蒸汽或熱水。脫硫塔頂煙氣再熱器可用工廠廢氣余熱或余熱發生的蒸汽或廢棄的排放低壓蒸汽作為加熱源。煙氣再熱器可將煙氣進行復熱，以改善排煙煙雨冒白煙的影響，減緩空氣中霧霾的形成，同時減小補水量和減溫增濕循環液冷卻器消耗的循環水量。

附圖說明

圖1是本發明硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統的實施例1的系統流程圖；

圖2是本發明硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統的實施例2的系統流程圖；

圖3是本發明硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統的實施例4的系統流程圖。

附圖中，101-煙氣余熱回收器，102-煙氣再熱器，103-循環水泵，104-蒸汽罐，106-蒸汽發生器，107-廢氣管道，108-低壓蒸汽，201-噴嘴，202-增濕液循環泵，203-減溫增濕循環液冷卻器，301-脫硫液分布器，302-脫硫填料層，303-脫硫液收集器，304-脫硫液緩沖罐，305-脫硫液循環泵，306-脫硫液冷卻器，401-除沫器，402-水洗液分布器，403-水洗填料層，404-水洗液收集器，405-水洗液緩沖罐，406-水洗液循環泵，501-氧化緩沖罐，502-硫銨液補充泵，601煙窗。

具體實施方式

下面結合附圖和具體實施例對本發明進行詳細說明。

本發明硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統的實施例1如圖1所示：

本實施例中用于硫磺回收尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統，包括脫硫塔，脫硫塔塔徑基于流體流動阻力、氣液相間傳質及各功能區的煙氣夾帶液滴大小綜合需求來確定，氣體動能因子小于1.65，優選在1.35-1.5之間。脫硫塔的下部設有進氣口、頂部設有煙窗601，所述脫硫塔包括從下到上依次設置減溫增濕段、脫硫段、水洗段。所述脫硫塔外設有分別與減溫增濕段、脫硫段、水洗段連接的增濕液循環回路、脫硫液循環回路、水洗液循環回路。

所述減溫增濕段包括增濕液噴嘴201，所述增濕液噴嘴201包括2~3層上下設置的噴嘴，本實施例優選的采用兩層噴嘴。所述增濕液循環回路上設有增濕液循環泵202和減溫增濕循環液冷卻器203，減溫增濕段與脫硫塔外部的增濕液循環泵202、減溫增濕循環液冷卻器203通過管道連接組成一個閉合循環系統。

所述脫硫段包括自上而下設置的脫硫液分布器301、脫硫填料層302和脫硫液收集器303，脫硫液收集器303位于減溫增濕段和脫硫段之間，用于隔斷脫硫段的液體進入減溫增濕段，同時保證氣體可以通過，所述脫硫填料層302中的填料為比表面積為125-350 m²/ m³的塑料規整填料，脫硫填料層的填料高度為6米。所述脫硫液循環回路上設有脫硫液緩沖罐304、脫硫液循環泵305和脫硫液冷卻器306，脫硫段與脫硫塔外部的脫硫液緩沖罐304、脫硫液循環泵305、脫硫液冷卻器306通過管道連接組成一個閉合的循環系統。

所述水洗段位于脫硫段的上部，并與脫硫段相連通，所述水洗段包括自上而下設置的除沫器401、水洗液分布器402、水洗填料層403和水洗液收集器404，水洗液收集器404位于脫硫段和水洗段之間，用于隔斷水洗段的液體進入脫硫段，同時保證氣體可以通過。本實施例中的除沫器401采用絲網除沫器，所述水洗填料層403中的填料為比表面積為125-350 m²/ m³的塑料規整填料，水洗填料層403的填料高度為2米。所述水洗液循環回路上有水洗液緩沖罐405和水洗液循環泵406，水洗段與脫硫塔外部的水洗液緩沖罐405、水洗液循環泵406通過管道組成一個閉合的循環系統。

所述脫硫液循環回路上連接有通入到所述減溫增濕段中的硫胺液補充管路，該硫胺液補充管路上設有氧化緩沖罐501和硫胺液補充泵502，所述水洗液循環管路上連接有通入到所述脫硫液緩沖罐304中的水洗液交換管路。

所述脫硫塔上位于所述煙窗601和水洗段之間的位置設有煙氣再熱器102，所述脫硫塔外設有與所述煙氣進氣口連接的煙氣余熱回收器101，所述煙氣再熱器101與所述煙氣余熱回收器102通過循環管道連接組成一個閉合的系統。

在14萬噸硫磺回收裝置尾氣焚燒爐煙氣脫硫實例中，尾氣焚燒爐煙氣量（濕基）56400 Nm³/h，水份體積含量12.3%-10.7%，二氧化硫含量520-29800mg/Nm³（干基），溫度200-300℃。從尾氣焚燒爐來的煙氣，先經過煙氣余熱回收器101進行初步降溫，溫度降至100-200℃，然后煙氣由脫硫塔的減溫增濕段中部進入脫硫塔，減溫增濕循環液通過上部的噴嘴201噴出，形成水幕，煙氣穿過水幕，溫度進一步降低至50-70℃，略高于原始煙氣中水的露點溫度，以維持減溫增濕段和脫硫段之間的動態物料平衡（水和硫元素），并利于脫硫段脫硫效果；然后煙氣進入脫硫段，而減溫增濕循環液降落至塔釜，由增濕液循環泵202驅動，經過減溫增濕液冷卻器203，再次進入脫硫塔內噴嘴201進行循環。減溫增濕段煙氣的出口溫度由煙氣余熱回收器101和減溫增濕液冷卻器203兩者聯合控制，或者單獨由減溫增濕液冷卻器來控制，以維持減溫增濕段的熱量平衡，這個熱量平衡對整個脫硫系統保持持續穩定的操作至關重要。

煙氣進入脫硫段，脫硫段煙氣的進口溫度在50-70℃，脫硫液由脫硫段頂部的脫硫液分布器301均勻分布在脫硫填料層302，煙氣和脫硫液在填料層302逆流接觸，達到脫硫目的。脫硫液經下部脫硫液收集器303流出塔外，進入脫硫液緩沖罐304，由脫硫液泵305驅動，經過脫硫液冷卻器306撤熱，再次進入塔內脫硫液分布器301。經過脫硫段的煙氣中SO₂達標，煙氣出口溫度約50℃。

煙氣再進入水洗段，此時煙氣溫度約50℃，水洗液由水洗段頂部的水洗液分布器402均勻分布在水洗填料層403，煙氣和水洗液在水洗填料層403逆流接觸，在此吸收煙氣中的逃逸氨，而且將煙氣中剩余的SO₂脫除。煙氣經過上部氣液分離空間和絲網除沫器401，使5μm及以上的液滴被攔截下來。水洗液經水洗段下部的水洗液收集器404流出脫硫塔外，進入水洗液緩沖罐405，由水洗液循環泵406驅動，再次進入水洗段，由此循環。所述絲網除沫器401可由聚丙烯等非金屬材料構成，可將5μm及以上的液滴被攔截下來，并輔以工藝水噴頭，間斷沖洗附著的NH₄HSO₃固體粉末。

上述的減溫增濕循環液采用25%-40%硫酸銨溶液，優選的采用30%-35%硫酸銨溶液；減溫增濕循環液入口溫度在40-50℃，優選為40-45℃；減溫增濕循環噴淋量1-5L/ Nm3；所述脫硫液采用NH₄HSO₃-(NH₄)2SO₃溶液，濃度5%-15%，S/C值在0.6-0.7，脫硫液入口溫度40-50℃，脫硫液噴淋量在1-5L/ Nm³（當硫磺回收裝置的尾氣處理單元正常運行時，所述脫硫循環液的噴淋量為1-3L/Nm³，當硫磺回收裝置的尾氣處理單元不運行時，所述脫硫液的噴淋量為3-5L/Nm³）；水洗液的進口溫度約為50℃，采用NH₄HSO₃-(NH₄)₂SO₃溶液，濃度1%-2%，S/C值在0.6-0.8。本系統中，水洗液和脫硫液適時適量進行交換以維持S/C值。

本實施例的工作原理和有益效果在于：在減溫增濕段，上游的尾氣焚燒爐均采用燃料氣燃燒，所產生的煙氣的主要成份為CH₄、H₂、少量N₂和CO₂等惰性氣體，因而煙氣中的水含量明顯高于燃煤鍋爐煙氣，其水露點一般在47.5℃-50.5℃之間。在減溫增濕段若單純的依靠硫酸氨溶液進行噴淋，借助水蒸發來降低煙氣溫度，則平衡溫度在60℃-65℃，這個溫度下的煙氣進入脫硫段，則無論脫硫效果還是煙氣中的逃逸量均滿足不了新的排放標準；迫不得以，則需在水洗段大量補充水，進而往脫硫段溢流，強行壓低脫硫段的煙氣溫度，帶來的后果是脫硫塔釜的硫酸銨溶液變得很稀，失去其利用價值。故有很有必要在煙氣入口增加煙氣余熱回收器，將煙氣溫度降至150℃左右，并發生120~130℃蒸汽，此蒸汽可以復熱凈煙氣，可以用于下游的硫銨結晶，也可以并入上游的硫磺回收低壓蒸汽系統。

除了設置煙氣余熱回收器，本實施例還設置減溫增濕循環液冷卻器。同時，基于脫硫段與降溫增濕段的物料動態平衡，脫硫段的煙氣溫度應比降溫增濕段的出口煙氣溫度略低，所以也完全有必要在脫硫循環液回路上增加冷卻器。

本實施例還在脫硫循環回路上設置了亞硫酸氫銨氧化緩沖罐，這是因為在脫硫系統中，(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃溶液才是有效成份，硫銨溶液基本對脫硫效果沒有貢獻，它的存在反而增加了溶液中NH₄⁺和SO₄^2-離子的濃度，對氨逃逸和SO₂吸收均是不利因素，對(NH₄)₂SO₃的氧化有阻尼作用。故在脫硫塔外單獨設置了亞硫酸氫銨氧化緩沖罐，并在此將亞硫酸氫銨中和并氧化成硫酸銨。

在水洗段，采用稀的(NH₄)₂SO₃-NH₄HSO₃溶液作為洗滌液，增加脫硫效果；在水洗段上部設置絲網除沫器，輔以適當氣液分離空間即可將凈化后的煙氣中夾帶的5μm以上的液滴脫除，進一步降低煙氣中總硫含量，而且阻力小，結構簡單。

相較于早期的噴射式氨法煙氣脫硫，將氨氣按照與SO₂ 摩爾比2：1的量直接噴到被水飽和的煙氣中進行脫硫（有資料表明當溫度在54℃以下，此種脫硫方法幾乎沒有脫硫效果，即沒有NH₄HSO₃的生成），本發明方法將氧化和減溫增濕段分開，首先在煙氣減溫增濕段利用不含NH₃和硫酸氨溶液使煙氣降溫避免氣溶膠生成；另外盡可能降低脫硫段的溫度，既有利于SO₂的吸收又可以阻止煙氣中氣溶膠的生成。即使有少量氣溶膠，也會在填料型式的脫硫段和水洗段中溶解進入循環液中。脫硫段和水洗段若采用空塔噴淋型式則不具有這種優勢。硫磺回收尾氣中不含有粉塵，也非常適合使用填料塔的脫硫。

整個脫硫過程中系統的補充水量將從外界加入到水洗循環罐內，需要補充的水量為脫硫塔塔釜抽出的硫酸銨溶液帶走的水量，每小時0.3-1.0m³/h，取決于脫硫塔排煙溫度與原始煙氣中水的露點的差。經過處理，脫硫塔頂煙氣的SO₂含量小于50mg/Nm³（干基），氨含量小于5-10mg/Nm³（干基）。

本實施例設置煙氣余熱回收器，不僅有利于煙氣降溫和節水，還有利于降低氣溶膠的產生，防止氨逃逸，提升脫硫效果。在脫硫塔頂設置煙氣再熱器時，可使煙氣溫度達到70-90℃，消滅煙雨、煙霧，顯著改善排煙視覺影響，減緩空氣中霧霾的形成基礎，同時減小補水量和減溫增濕循環液冷卻器消耗的循環水量。可以降低水耗40%以上。

本發明硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統的實施例2如圖2所示：

與實施例1不同的是，本實施例中的煙氣再熱器（102）和煙氣余熱回收器（101）獨立運行，煙氣再熱器（102）上連接有循環水泵（103）和蒸汽管（104），在脫硫塔外設有與煙氣再熱器（102）通過循環管路連接的蒸汽發生器（106），所述蒸汽發生器（106）用于與外界工廠廢氣管道（107）連接，所述蒸汽發生器（106）通入到煙氣再熱器（102）的管路上用于與外界低壓余熱蒸汽（108）連接。本實施例中，利用外界工廠廢氣或者外界低壓蒸汽加熱脫硫完成后的煙氣，外界工廠廢氣先經過蒸汽發生器產生蒸汽，利用蒸汽和煙氣再熱器換熱，最終使脫硫完成后的煙氣溫度升高。本實施例其余結構與實施例1相同，此處不再贅述。

本發明硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統的實施例3如圖3所示：

與實施例1不同的是，本實施例中的煙氣再熱器（102）和煙氣余熱回收器（101）獨立運行，煙氣再熱器（102）上連接有循環水泵（103）和蒸汽管（104），本實施例的煙氣再熱器（102）直接與外界工廠廢氣管道（107）連接，利用外界工廠的廢氣對脫硫完成后的煙氣再加熱，脫硫完成后的煙氣再加熱后經煙窗排放到大氣中。本實施例其余結構與實施例1相同，此處不再贅述。

在本發明硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統的其它實施例中，可以將煙氣再熱器上連接的循環水泵和蒸汽管替換為風機和空氣管。

本發明硫磺回收裝置尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統方法的一種實施例為：

本實施例的用于硫磺回收尾氣焚燒爐的煙氣脫硫消霧霾系統方法包括以下步驟：（1）原始煙氣先進入煙氣余熱回收系統進行初步降溫，煙氣再進入脫硫塔減溫增濕段，減溫增濕循環液通過噴嘴噴出，形成水幕，利用減溫增濕循環液對煙氣降溫加濕，煙氣溫度降低至50-80℃，然后煙氣進入脫硫段，減溫增濕循環液降落至脫硫塔塔釜，由增濕液循環泵驅動，經過減溫增濕循環液冷卻器，再次進入塔內噴嘴，由此循環；（2）煙氣再從減溫增濕段進入脫硫塔脫硫段，脫硫液由脫硫段頂部的脫硫液分布器均勻分布在脫硫填料層，煙氣和脫硫液在脫硫填料層逆流接觸，然后煙氣進入水洗段，脫硫液經脫硫段下部的脫硫液收集器流出脫硫塔外，進入脫硫液緩沖罐，由脫硫液循環泵驅動，經過脫硫液冷卻器散熱，再次進入脫硫段，由此循環；（3）煙氣再從脫硫段進入脫硫塔水洗段進行洗滌，水洗液由水洗段頂部的水洗液分布器均勻分布在水洗填料層，煙氣和水洗液在水洗填料層逆流接觸，吸收煙氣中的逃逸氨，將煙氣中剩余的SO₂脫除，煙氣在經過水洗段上部的除沫器后，使200μm及以下的液滴被攔截下來，水洗液經水洗段下部的水洗液收集器流出脫硫塔外，進入水洗液緩沖罐，由水洗液循環泵驅動，再次進入水洗段，由此循環；（4）煙氣最后通過煙氣再熱器，溫度加熱達70-100℃后從煙囪排出；上述步驟中，減溫增濕段、脫硫段、水洗段的煙氣出口溫度高于原始煙氣中水的露點，且減溫增濕段、脫硫段、水洗段的煙氣出口溫度逐漸減小。

減溫增濕循環液采用25%-40%硫酸銨溶液，優選的采用30%-35%硫酸銨溶液；減溫增濕循環液入口溫度在40-50℃，優選為40-45℃；減溫增濕循環噴淋量1-5L/ Nm³；所述脫硫循環液采用NH₄HSO₃-（NH₄）2SO₃溶液，濃度5%-15%，S/C值在0.6-0.7，脫硫液入口溫度40-50℃，脫硫液噴淋量在1-5L/ Nm³（當硫磺回收裝置的尾氣處理單元正常運行時，所述脫硫液的噴淋量為1-3L/Nm³，當硫磺回收裝置的尾氣處理單元不運行時，所述脫硫液的噴淋量為3-5L/Nm³）；水洗液的進口溫度約為50℃，采用NH₄HSO₃-（NH₄）₂SO₃溶液，濃度1%-2%，S/C值在0.6-0.8。

當脫硫塔正常運行時，所述脫硫液的噴淋量為1-3L/ Nm³，當脫硫塔不運行時，所述脫硫液的噴淋量為3-5L/ Nm³。

本系統中，水洗液和脫硫液適時適量進行交換以維持S/C值。在脫硫過程中，將水洗液和脫硫液進行交換；在減溫增濕段，將減溫增濕循環液連續小量地或者間斷排到脫硫塔外，用于硫酸銨結晶，以維持系統內硫元素的平衡。

整個脫硫過程中，從外界向水洗循環罐內補水，補水量等于脫硫塔塔釜抽出的硫酸銨溶液帶走的水量，每小時0.3-1.0m³/h。補水量取決于脫硫塔排煙溫度與原始煙氣中水的露點的差值。煙氣在減溫增濕段的出口溫度由煙氣余熱回收器和減溫增濕循環液冷卻器兩者聯合控制，或者單獨由減溫增濕循環液冷卻器來控制，以維持減溫增濕段的熱量平衡。

脫硫緩沖罐容積與硫磺回收裝置的尾氣處理單元不運行的時間相匹配，尾氣處理單元不運行時脫硫循環液不抽出。