CN1648049A

CN1648049A - 一种回收烟气中二氧化硫生产硫铵的方法和装置

Info

Publication number: CN1648049A
Application number: CN 200510023222
Authority: CN
Inventors: 肖博文
Original assignee: SHENCHUAN ENVIRONMENT PROTECTION SCIENCE AND TECHNOLOGY Co Ltd SHANGHAI
Current assignee: East China University of Science and Technology
Priority date: 2005-01-11
Filing date: 2005-01-11
Publication date: 2005-08-03
Anticipated expiration: 2025-01-11
Also published as: CN100506351C

Abstract

本发明公开了一种回收烟气中二氧化硫生产硫铵的方法和装置。本发明在吸收段上方设置氨回收段，防止氨从脱硫尾气中挥发损失。设置独立的烟气降温增湿段，采用饱和结晶的方法生产晶体硫铵，降低蒸汽能耗。采用分级水力旋流器，提高产品硫铵的结晶粒度大小。水力旋流器是液固分离的有效设备。整个脱硫***，脱硫原料是氨和水，脱硫产品是固体硫铵，不产生任何形式的新的废水、废渣和废气。本发明变废为宝，化害为利，不产生二次污染。经过脱硫塔后，烟气中主要污染物的净化效率可以达到：SO₂=95－99.5％；SO₃=99－100％；HCl=99－100％；HF=99－100％；NO_x=10－30％；尘=50－95％。

Description

一种回收烟气中二氧化硫生产硫铵的方法和装置

技术领域

本发明涉及一种烟气中二氧化硫的处理和回收方法以及装置，尤其涉及一种以氨为原料的处理方法。

背景技术

以煤或石油为燃料的锅炉或火力发电厂排放大量废气(烟气，烟道气)。这些烟气含有SOx、NOx、HCl和HF等有害物质，其中SOx是形成酸雨的主要物质。随燃烧煤种的不同，SO₂含量通常在300-5000ppmv(1000-15000mg/Nm³)之间。但是，烟气量十分巨大，以燃煤锅炉而论，蒸汽规模从35T/h到2500T/h，发电机组容量6MW到1000MW，烟气量由5万Nm³/h到250万Nm³，SO₂排放量1000吨/年到100,000吨/年。由于SO₂是酸性气体，采用碱性水溶液脱吸烟气中的SOx，即烟气脱硫(FGD)是有效的方法，具有广泛的应用价值。

现有的成熟的工业化技术主要是以石灰石为原料的方法，吸收剂为超细石灰石(325目)配制的浆液。其反应原理如下：

由于石膏的用途较小，脱硫副产的石膏以抛弃为主。因此，这类方法称为抛弃法。抛弃法具有明显的缺点：消耗新的自然资源；废气变废渣，带来新的污染；同时排放CO₂，为温室气体。

以氨为原料的方法属于回收法，其反应原理如下：

硫酸铵(简称硫铵)是一种高效化肥，其肥效比碳铵高一倍，比尿素也要高20％。原料氨中的有效氮N价值在18-19元/N，但是，在硫铵中，其价值可提高到30元/N，相当于SO₂的价值达到400-500元/吨，或者煤中的硫的价值达到800-1000元/吨。因此，以氨为原料的FGD技术可以产生明显的经济价值。

另外，碳铵或尿素仅含氮营养，而硫铵中同时含氮和硫营养。因此，硫铵是比碳铵和尿素更好的化肥，在中国具有巨大的市场前景。

但是，以氨为原料的烟气脱硫过程也存在很多技术上的难点。

以氨为原料的烟气脱硫过程主要包括四个具体的过程(步骤)：

(1)SO₂吸收：

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，在气体相中同时存在氨、SO₂和SO₃，因此，容易形成亚硫铵和硫铵雾，并以此雾核心，烟气中的饱和水蒸汽会凝结在这些雾上，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。这也正式氨法过去长期未能很好解决的第一个关键技术难题。

(2)亚硫铵氧化

向亚硫酸铵水溶液鼓空气直接氧化，便可得到硫酸铵：

亚硫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，反应速度慢，氧化率较低，一般不予考虑。

亚硫酸铵氧化和其他亚硫酸盐相比明显不同，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。这也是氨法的第二个技术困难。

(3)硫铵结晶

硫铵在水溶液中的饱和溶解度随温度变化不大，如下表所示。

硫酸铵的溶解度：

温度，℃	20	30	40	60	80	100
温度，℃	20	30	40	60	80	100	溶解度g/100g水	75.4	78	81	88	95.3	103.3
溶解度％(wt)	43	43.82	44.75	46.81	48.80	50.81	溶解度g/100g水	75.4	78	81	88	95.3	103.3

可见，硫铵溶解度随温度变化很小，结晶析出硫铵的方法主要有两种，一是蒸发结晶，二是饱和结晶。前者消耗额外蒸汽，后者不消耗蒸汽。因此，如何控制过程的工艺条件使硫铵饱和结晶从而降低能耗是该方法的第三个技术关键。

另外，为了方便离心分离，硫铵的结晶体不能过小，一般应控制在0.2毫米以上。为了方便农民直接施肥，甚至需要大于0.5-1.0毫米以上的结晶体。因此，如何控制大颗粒硫铵结晶，直接便于农业使用，而不需要进行再次造粒，便成为该技术的第四个技术关键。

(4)尾气夹带氨的回收

如前所述，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，在位于塔顶部的接触点，吸收液中氨浓度最高，而气体相中SO₂浓度最低。因此，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。

上述问题也是氨法在过去长期未能很好发展的一个原因。

发明内容

本发明需要解决的技术问题是公开一种以氨为原料的新的回收烟气中二氧化硫生产硫铵的方法和装置，以克服现有技术存在的上述缺陷。

本发明的构思如下：

(1)在吸收段上方设置氨回收段，防止氨从脱硫尾气中挥发损失。

在脱硫塔中，烟气和吸收液(或浆液)流动的方向一般采用逆流的型式。对于石灰石等不挥发的碱性吸收剂，新鲜的吸收剂与循环的吸收液混合后从塔顶加入，向下流动。但是，由于氨是易挥发的，如果采用与其他方法相同的加料方式，塔顶部的吸收液中氨浓度最高，相应的与之成平衡的烟气中氨浓度也最高。因此，从脱硫塔出来的脱硫尾气含有大量的气体氨，造成了原料浪费，同时也造成二次污染。

因此，在脱硫塔的吸收段上方设置氨回收段。易挥发的氨与一部分循环的吸收液混合后从吸收段和洗涤段之间的空间进入脱硫塔。从洗涤段上面进入的液体为不含游离氨只含硫酸铵的循环吸收液，其pH一般小于5-6。既使有氨从吸收段带入上一层的洗涤段，也会被不含氨的循环吸收液(含硫酸铵的水溶液)吸收，并被带回到下一层(吸收段)。因此，洗涤段也具有再吸收SO₂和同时吸收NH₃的双重功能。

(2)设置独立的烟气降温增湿段，相当于将烟气降温增湿过程和SO₂吸收过程分开，烟气增湿的水来源于由氧化段来的稀硫酸铵溶液。

烟气进入脱硫塔的温度一般在100-160℃之间，进入脱硫塔与水溶液接触后，必然会增湿降温。对于一台30万kW的机组，需要消耗的水量在50m³/h左右。如果燃煤含硫量0.8％，回收烟气中SO₂可副产硫铵3T/h左右。所有补加的水全部加入吸收段，再进入氧化段，在氧化段硫铵浓度为6％(wt)左右，与饱和结晶时的45％(wt)浓度相差7-8倍。因此，将烟气降温增湿过程和SO₂吸收过程分开，实际上是等于将结晶过程和氧化过程分开。而现有的石灰石—石膏法是将降温增湿段和吸收段，以及氧化段和结晶段分别结合在一起的。另外，美国发明专利USP6187278(2001)公布的氨法也是将SO₂吸收和烟气降温增湿，亚硫铵氧化和硫铵结晶过程结合在一起的。

(3)采用饱和结晶的方法生产晶体硫铵，降低蒸汽能耗。结晶段(浓缩段)位于脱硫塔的中部，即高温烟气进入脱硫塔首先与饱和的硫酸铵溶液(含有硫铵晶体的料浆)接触，硫酸铵处于过饱和状态，促使硫铵从溶液中结晶析出。由氧化段来的稀硫铵溶液也进入浓缩段与热烟气进行热质交换而实现浓缩。为了促使硫铵晶粒生长，一般将浆料中的固体含量控制在5-20％(wt)以上，为晶体生长提供足够的生长表面。浓度过高又不利于循环泵输送。因此，一般将晶浆中固体硫铵的浓度控制在10-15％(wt)之间。

(4)采用分级水力旋流器，提高产品硫铵的结晶粒度大小。水力旋流器是液固分离的有效设备。与石灰石—石膏法相比，由于硫铵的结晶粒度(大于200微米)普遍比石膏粒度(30-100微米)大，而且存在着粒度分布，因此，采用粒度分级式的水力旋流器，可以筛选出大颗粒，比如大于500微米的结晶颗粒。

本发明的装置，包括：

脱硫塔；

与脱硫塔通过管线并经输送泵相连接的颗粒分级水力旋流器；

与颗粒分级水力旋流器相连接的离心机。

所说的脱硫塔包括：

圆柱型或矩形的塔体；

设置在塔体内顶部的氨回收段；

设置在塔体内氨回收段下方的SO₂吸收段；

设置在SO₂吸收段下方的中间隔板，隔板上设有用于烟气上升的具有升气帽的升气孔；

设置在中间隔板下方的增湿降温段；

设置在增湿降温段下方的下部隔板，下部隔板与增湿降温段之间的空腔为硫铵结晶段，下部隔板与塔体底部之间的空腔为氧化段；

氨回收段上方设有与设置在塔体上的稀硫铵吸收液入口相连接的吸收液分布器；

烟气入口设置在增湿降温段与硫铵结晶段之间，烟气入口的入口管线上设有降温增湿液入口；

氧化段底部设有与设置在塔体上的空气入口相连接的空气分布器，氧化段上部设有空气出口，最好通过管线与烟气入口相连接；

烟气出口设置在塔体顶部；

SO₂吸收段、靠近中间隔板处与氧化段通过中间管线相连接；

增湿降温段的上方设有与设置在塔体上的循环吸收液入口相连接的循环液分布器；

硫铵结晶段的底部设有硫铵料浆出口，通过管线并经输送泵与颗粒分级水力旋流器相连接；

本发明的方法包括如下步骤：

SO₂浓度为1000-15000mg/Nm³，温度为110～180℃的含SO₂的锅炉烟气先与重量浓度为3～30％的稀硫铵水溶液接触，初步降温增湿，将其温度降低到50～100℃，从中下部进入脱硫塔的增湿降温段，与自上而下的硫铵水溶液接触，降温增湿，烟气中的水汽含量接近饱和含量；

烟气可以直接进入脱硫塔，或经过再热器降温以后再进入脱硫塔；

烟气离开降温增湿段后进入脱硫塔上部的SO₂吸收段，与自上而下的含稀硫铵和氨的吸收液接触，其中SO₂大部分被吸收，吸收液中的氨与SO₂反应生成亚硫铵，所说的亚硫铵为亚硫酸铵和亚硫酸氢铵混合物；气液体积流量比为200～2000，操作温度为40～60℃，喷淋密度为5～50m³/m²/h，稀硫铵吸收液中的硫铵重量浓度为3～30％。

烟气随后进入脱硫塔顶部的氨回收段，与自上而下的稀硫铵吸收液接触，氨回收段具有吸收氨和进一步吸收SO₂的双重功能，最后烟气通过出口管进入烟囱排放，此时烟气处于水汽饱和状态；气液比为200～2000，操作温度为40～60℃，喷淋密度为5～50m³/m²/h；

所说的稀硫铵吸收液为硫铵和水的混合溶液，来源于液氨、氨水或碳铵和水；

从顶部进入脱硫塔的稀硫铵吸收液，依次经过氨回收段和SO₂吸收段后，变为了稀亚硫铵和硫铵的混合溶液，通过中间管线进入位于脱硫塔底部的氧化段，与从脱硫塔底部鼓入的空气所氧化，亚硫铵与空气中的氧反应生成硫铵，形成稀硫铵水溶液，氧化效率可以达到99％以上；以稀硫铵吸收液总重量计，空气鼓入量为1～100m³/kg，操作温度为40～60℃；

氧化段的稀硫铵水溶液通过吸收液循环泵输部分送到氨回收段，作为吸收液，部分送到脱硫塔的增湿降温段；送到脱硫塔的增湿降温段的稀硫铵水溶液的重量为总重量的1～10％；

在增湿降温段稀硫铵水溶液被浓缩，进入增湿降温段下方的硫铵结晶段，由于稀硫铵水溶液不断与高温的烟气接触，稀硫铵水溶液中的水不段被蒸发，硫铵处于过饱和的状态，在硫铵结晶段析出结晶，获得含有晶体状固体硫铵的硫铵料浆，硫铵结晶段中硫铵固体的重量浓度控制在5-20％；硫铵结晶段操作温度为40～60℃；

硫铵料浆经过泵输送进入颗粒分级旋流器，分出的含有粒径大于200微米的硫铵晶体颗粒的稠液进入离心机，分离得到固体硫铵，即商品硫铵，旋流器上部清夜回流到脱硫塔的烟气增湿降温段，离心机的母液也回流到脱硫塔的降温增湿段。

由上述公开的技术方案看见，整个脱硫***，脱硫原料(进料)是氨和水，脱硫产品是固体硫铵，不产生任何形式的新的废水、废渣和废气。总之，该发明变废为宝，化害为利，不产生二次污染。经过脱硫塔后，烟气中主要污染物的净化效率可以达到：SO₂＝95-99.5％；SO₃＝99-100％；HCl＝99-100％；HF＝99-100％；NOx＝10-30％；尘＝50-95％。另外，氨法的一个突出优点是，经过脱硫塔后，尾气中SO₃、HCl和HF等强酸性物质，尤其是形成酸露点腐蚀的SO₃基本上全部被清除了。

附图说明

图1为脱硫塔结构示意图。

图2为本发明的流程图。

具体实施方式

参见图1，本发明的装置，包括：

脱硫塔1；

与脱硫塔1通过管线并经输送泵2相连接的颗粒分级水力旋流器3；

与颗粒分级水力旋流器3相连接的离心机4；

所说的脱硫塔1包括：

圆柱型或矩形的塔体101；

设置在塔体101内顶部的氨回收段102；

设置在塔体101内氨回收段102下方的SO₂吸收段103；

设置在SO₂吸收段103下方的中间隔板104，中间隔板104上设有用于烟气上升的具有升气帽105的升气孔106；

设置在中间隔板104下方的增湿降温段107；

设置在增湿降温段107下方的下部隔板108，下部隔板108与增湿降温段107之间的空腔为硫铵结晶段109，下部隔板108与塔体101底部之间的空腔为氧化段110；

氨回收段102上方设有与设置在塔体上的稀硫铵吸收液入口相连接的吸收液分布器111；

烟气入口113设置在增湿降温段107与硫铵结晶段109之间，烟气入口113的入口管线118上设有降温增湿液入口119；

氧化段110底部设有与设置在塔体上的空气入口相连接的空气分布器112，氧化段110上部设有空气出口120，最好通过管线与烟气入口113相连接；

烟气出口114设置在塔体101顶部；

SO₂吸收段103、靠近中间隔板104处与氧化段110通过中间管线115相连接；

增湿降温段107的上方设有与设置在塔体上的循环吸收液入口相连接的循环液分布器116；

硫铵结晶段109的底部设有硫铵料浆出口117，通过管线并经输送泵与颗粒分级水力旋流器3相连接；

为防止结晶池的硫铵沉降结块，在结晶段的侧面装有搅拌装置。

按照本发明优选的方案：降温增湿段107由1-3块大孔径、高开空率的波纹式穿流筛板组成，孔径为10～30mm，开空率为10～40％，波长为20～200mm，波峰高5～50mm；

SO₂吸收段103采用的传质内构件是高效率、低阻力的栅格填料和板波纹填料，比表面积为40～150m²/m³，填料装填高度为0.5～5m，吸收段的填料层数为1～5层；

氨回收段102采用的传质内构件也是高效率、低阻力的栅格填料和板波纹填料，比表面积为40～150m²/m³，填料装填高度为0.5～5m；

进一步，在氨回收段102后设有除沫段，该段的主要功能是除去烟气中夹带的水沫，由复合的填料组成，包括高表面积的波纹填料和丝网填料。经过除沫段后，尾气中的水沫含量小于10-100mg/Nm³。

本发明的方法包括如下步骤：

SO₂浓度为1000-10000mg/Nm³，温度为110～180℃的含SO₂的锅炉烟气通过烟气入口113与稀硫铵水溶液接触后，进入脱硫塔的增湿降温段107，与自上而下的硫铵水溶液接触，烟气可以直接进入脱硫塔，或经过再热器降温以后再进入脱硫塔；

烟气离开降温增湿段后进入脱硫塔上部的SO₂吸收段103，与自上而下的稀硫铵吸收液接触；

烟气随后进入脱硫塔顶部的氨回收段102，与自上而下的稀硫铵吸收液接触，最后烟气通过出口管进入烟囱排放；

从顶部进入脱硫塔的稀硫铵吸收液，依次经过氨回收段102和SO₂吸收段103通过中间管线115进入位于脱硫塔底部的氧化段110，被从脱硫塔底部鼓入的空气所氧化；

氧化段110的稀硫铵水溶液通过吸收液循环泵输部分送到氨回收段102，部分送到脱硫塔1的增湿降温段107；

在增湿降温段107稀硫铵水溶液被浓缩，进入增湿降温段107下方的硫铵结晶段109；

硫铵料浆经过泵输送进入颗粒分级旋流器3，分出的含有粒径大于200微米的硫铵晶体颗粒的稠液进入离心机4，分离得到固体硫铵，即商品硫铵，旋流器3上部清夜回流到脱硫塔1的烟气增湿降温段107，离心机4的母液回流到脱硫塔1的降温增湿段107。

实施例1

采用图2所述的流程。

一个260T/h的热电锅炉，燃用含硫量在0.8％的煤，烟气流量为34万Nm³/hr，SO₂含量为2000mg/Nm³，电除尘器为4电场，烟气含尘量为80mg/Nm³，烟气温度为140℃。

脱硫塔的直径为7m，高为25，SO₂吸收段采用一层填料。

烟气经过烟道进口管上的预降温后，温度降为95℃，再进入脱硫塔的烟气增湿降温段，温度降为50.5℃，再进入SO₂吸收段，脱硫效率为95.6％，再进入氨回收段，脱硫效率增加到99.3％，再除沫段后离开脱硫塔时，脱硫尾气中SO₂含量为10mg/Nm³，NH₃含量为3mg/Nm³，水沫含量为40mg/Nm³。

吸收段采用100m²/m³的聚丙烯规整孔板波纹填料，吸收液流量为400m³/hr，稀硫铵吸收液中的硫铵重量浓度为7％，各段的操作温度分别为？55，50，48℃；以稀硫铵吸收液总重量计，空气鼓入量为10m³/kg，送到脱硫塔的增湿降温段的稀硫铵水溶液的重量为总重量的5％；

硫铵产量为1400kg/hr，其中硫酸铵含量为99.0％，相当于含氮量为21.0。

实施例2

采用图2的流程。

一个30万kW火力发电机组，燃用含硫量在2.5％的煤，烟气流量为110万Nm³/hr，SO₂含量为6285mg/Nm³，电除尘器为4电场，烟气含尘量为100mg/Nm³，烟气温度为145℃。

脱硫塔的直径为12m，高为28m，SO₂吸收段采用两层填料。

烟气经过烟道进口管上的预降温后，温度降为95℃，再进入脱硫塔的烟气增湿降温段，温度降为50.5℃，再进入SO₂吸收段，脱硫效率为96.6％，再进入氨回收段，脱硫效率增加到99.6％，再除沫段后离开脱硫塔时，脱硫尾气中SO₂含量为25.2mg/Nm³，NH³含量为1.8mg/Nm³，水沫含量为50mg/Nm³。

吸收段采用60m²/m³的聚丙烯栅格填料，吸收液流量为4000m³/hr。

稀硫铵吸收液中的硫铵重量浓度为28％，各段的操作温度分别为55，51，49℃；以稀硫铵吸收液总重量计，空气鼓入量为30m³/kg，送到脱硫塔的增湿降温段的稀硫铵水溶液的重量为总重量的3％；

硫铵产量为14300kg/hr，其中硫酸铵含量为99.0％，相当于含氮量为21.0。

Claims

1.一种回收烟气中二氧化硫生产硫铵的装置，包括脱硫塔(1)，与脱硫塔(1)通过管线并经输送泵(2)相连接的颗粒分级水力旋流器(3)，与颗粒分级水力旋流器(3)相连接的离心机(4)，其特征在于还包括：

所说的脱硫塔(1)包括：

圆柱型或矩形的塔体(101)；

设置在塔体(101)内顶部的氨回收段(102)；

设置在塔体(101)内氨回收段(102)下方的SO₂吸收段(103)；

设置在SO₂吸收段(103)下方的中间隔板(104)，中间隔板(104)上设有用于烟气上升的具有升气帽(105)的升气孔(106)；

设置在中间隔板(104)下方的增湿降温段(107)；

设置在增湿降温段(107)下方的下部隔板(108)，下部隔板(108)与增湿降温段(107)之间的空腔为硫铵结晶段(109)，下部隔板(108)与塔体(101)底部之间的空腔为氧化段(110)；

氨回收段(102)上方设有与稀硫铵吸收液入口相连接的吸收液分布器(111)；

烟气入口(113)设置在增湿降温段(107)与硫铵结晶段(109)之间，烟气入口(113)的入口管线(118)上设有降温增湿液入口(119)；

氧化段(110)底部设有与空气入口相连接的空气分布器(112)，氧化段(110)上部设有空气出口(120)；

烟气出口(114)设置在塔体(101)顶部；

SO₂吸收段(103)、靠近中间隔板(104)处与氧化段(110)通过中间管线(115)相连接；

增湿降温段(107)的上方设有与循环吸收液入口相连接的循环液分布器(116)；

硫铵结晶段(109)的底部设有硫铵料浆出口(117)，通过管线并经输送泵与颗粒分级水力旋流器(3)相连接。

2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，在结晶段的侧面装有搅拌装置。

3.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，降温增湿段(107)由1-3块大孔径、高开空率的波纹式穿流筛板组成，孔径为10～30mm，开空率为10～40％，波长为20～200mm，波峰高5～50mm。

4.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，SO₂吸收段(103)采用的传质内构件为栅格填料或板波纹填料。

5.根据权利要求4所述的装置，其特征在于，栅格填料或板波纹填料比表面积为40～150m²/m³，填料装填高度为0.5～5m，吸收段的填料层数为1～5层。

6.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，氨回收段(102)采用的传质内构件为栅格填料和板波纹填料，比表面积为40～150m²/m³，填料装填高度为0.5～5m。

7.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，在氨回收段(102)后设有除沫段。

8.根据权利要求1～7任一项所述的装置回收烟气中二氧化硫生产硫铵的方法，其特征在于，包括如下步骤：

SO₂浓度为1000-15000mg/Nm³，温度为110～180℃的含SO₂的锅炉烟气先与重量浓度为3～30％的稀硫铵水溶液接触，将其温度降低到50～100℃，从中下部进入脱硫塔的增湿降温段，与自上而下的硫铵水溶液接触，降温增湿；

烟气离开降温增湿段后进入脱硫塔上部的SO₂吸收段，与自上而下的含稀硫铵和氨的吸收液接触，吸收液中的氨与SO₂反应生成亚硫铵，气液体积流量比为200～2000，操作温度为40～60℃，喷淋密度为5～50m³/m²/h，稀硫铵吸收液中的硫铵重量浓度为3～30％；

烟气随后进入脱硫塔顶部的氨回收段，与自上而下的稀硫铵吸收液接触，气液体积比为200～2000，操作温度为40～60℃，喷淋密度为5～50m³/m²/h；

所说的稀硫铵吸收液为硫铵和水的混合溶液；

从顶部进入脱硫塔的稀硫铵吸收液，依次经过氨回收段和SO₂吸收段后，变为了稀亚硫铵和硫铵的混合溶液，通过中间管线进入位于脱硫塔底部的氧化段，与从脱硫塔底部鼓入的空气所氧化，亚硫铵与空气中的氧气反应生成硫铵，形成稀硫铵水溶液，以稀硫铵吸收液总重量计，空气鼓入量为1～100m³/kg，操作温度为40～60℃；

在增湿降温段稀硫铵水溶液被浓缩，进入增湿降温段下方的硫铵结晶段，在硫铵结晶段析出结晶，获得含有晶体状固体硫铵的硫铵料浆，硫铵结晶段中硫铵固体的重量浓度控制在5-20％；硫铵结晶段操作温度为40～60℃；

硫铵料浆经过泵输送进入颗粒分级旋流器，分出稠液进入离心机，分离得到固体硫铵，旋流器上部清夜回流到脱硫塔的烟气增湿降温段，离心机的母液也回流到脱硫塔的降温增湿段。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所说的稀硫铵吸收液来源于液氨、氨水或碳铵和水。

10.根据权利要求8或9所述的方法，其特征在于，烟气经过再热器降温以后再进入脱硫塔。