双氧化氨法脱硫工艺及装置

摘要

本发明公开了一种双氧化氨法脱硫工艺及装置，所述的装置包括氨水制备装置、吸收塔、预洗塔、缓冲氧化箱、旋流器、离心机、干燥床、尾气洗涤器、包装机、氨水储箱；采用液氨脱除去烟气中的二氧化硫，得到纯度在99%以上的硫酸铵晶体；本发明的优点在于：降低现有氨法脱硫成本，提高了吸收效率，脱硫效率在95%以上，提高了产量，得到纯度在99%以上的硫酸铵晶体，变废为宝，增加了经济效益，硫酸铵收率达96%以上，降低了氨逃逸量，氨逃逸量小于8mg/m3。

权利要求

1.双氧化氨法脱硫工艺，其特征在于：包括以下步骤：

（1）制备脱硫剂氨水，氨水通过氨水制备装置由液氨制备得到，制备得到的氨水质量分数为20%，存储在氨水储箱内，由循环泵打入吸收塔；

（2）烟气从预洗塔的顶部进入后，在预洗塔内降温到60℃，并进行喷淋脱硫，烟气经过脱硫后从预洗塔的底部进入吸收塔；

（3）进入吸收塔的烟气首先经过多孔板，通过多孔板的烟气流速为6～10m/s，与喷淋层的喷淋液形成对流，烟气与喷淋液的液气体积比控制在3～5﹕1，烟气中SO2与吸收塔排出的喷淋液反应，吸收了烟气中SO2的喷淋液为含有硫酸铵、亚硫酸铵和亚硫酸氢铵的混合溶液，吸收了烟气中SO2的喷淋液落入吸收塔底部的浆液池；

（4）经过上述步骤（3）脱硫后的烟气含有少量氨气溶胶，通过旋板对流氨吸收装置除去大部分逃逸的氨，然后再通过除雾器脱水、除雾，去除烟气中的水雾，得到净化的烟气；

（5）上述步骤（3）中落入浆液池的混合溶液，通过循环泵排至预洗塔，在预洗塔内对混合溶液进行浓缩，在预洗塔内的混合溶液经过浓缩至含固量达到重量分数10%时，通过循环泵排入缓冲氧化箱；

（6）在缓冲氧化箱内将上述步骤（5）中得到的混合溶液进行氧化，缓冲氧化箱内pH值调至4～6，得到硫酸铵溶液，缓冲氧化箱内的硫酸铵溶液含固量达到重量分数15%，由缓冲氧化箱的循环泵将硫酸铵溶液送至旋流器；

（7）上述步骤（6）得到的溶液在旋流器内进一步浓缩至含固量达到重量分数35%，然后通过循环泵将硫酸铵溶液排入离心机；

（8）通过离心机将上述步骤（7）得到的溶液进行固液分离，含固量达到重量分数95%时，输送至干燥床；

（9）干燥床将硫酸铵干燥，得到含水量小于1.0%的硫酸铵晶体；干燥床设置尾气洗涤器，从干燥床排出的含硫酸铵粉尘尾气进入尾气洗涤器，进行洗涤后排放。

2.根据权利要求1所述的双氧化氨法脱硫工艺，其特征在于：所述的氨水制备的过程为：液氨分别进入两台液氨汽化换热装置，进行汽化，汽化后的氨水气混合体进入喷雾氨水吸收装置，将通入的循环水与制备水混合，制备质量浓度20%氨水，氨水通过氨水冷却装置与来自液氨汽化换热装置冷却过的循环水初步降温，温度降至50℃以下，再由另一台液氨汽化换热装置通过与液氨汽化过程换热，得到温度小于25℃的氨水。

3.根据权利要求1所述的双氧化氨法脱硫工艺，其特征在于：所述缓冲氧化箱内的pH值5.5。

4.一种用于权利要求1所述的双氧化氨法脱硫工艺的装置，其特征在于：包括氨水制备装置、吸收塔、预洗塔、缓冲氧化箱、旋流器、离心机、干燥床、尾气洗涤器、包装机、氨水储箱；

所述的吸收塔内自上而下依次设有除雾器、旋板对流氨吸收装置、喷淋层和多孔板，所述的吸收塔的底部为浆液池；所述的氨水制备装置与氨水储箱相连，所述的氨水储箱与缓冲氧化箱相连，所述的预洗塔与吸收塔的底部相连，所述的吸收塔顶部与烟囱相连；所述的预洗塔与缓冲氧化箱相连通，所述的缓冲氧化箱、旋流器、离心机、干燥床依次相连，所述的干燥床分别与包装机和尾气洗涤器相连。

5.根据权利要求4所述的用于双氧化氨法脱硫工艺的装置，其特征在于：所述的氨水制备装置包括：液氨汽化换热装置、喷雾氨水混合装置、氨水冷却换热装置；所述的液氨汽化换热装置有两个，所述的两个液氨汽化换热装置相并联，且与喷雾氨水混合装置相连通，所述的喷雾氨水混合装置与所述的氨水冷却换热装置相连通，所述的氨水冷却换热装置分别与所述的两个液氨汽化换热装置相连通。

6.根据权利要求4所述的用于双氧化氨法脱硫工艺的装置，其特征在于：所述的缓冲氧化箱和浆液池均设有氧化风机。

7.根据权利要求4所述的用于双氧化氨法脱硫工艺的装置，其特征在于：所述的吸收塔与预洗塔之间设有循环泵；预洗塔与缓冲氧化箱之间设有循环泵；缓冲氧化箱与旋流器之间设有浆液泵；氨水储箱与缓冲氧化箱之间设有浆液泵。

8.根据权利要求4所述的用于双氧化氨法脱硫工艺的装置，其特征在于：所述的旋流器、尾气洗涤器和离心机均设有溢流口，旋流器、尾气洗涤器和离心机的溢流液通过设置在溢流口的回流管道回流到缓冲氧化箱。

9.根据权利要求4所述的用于双氧化氨法脱硫工艺的装置，其特征在于：所述的浆液池、预洗塔和缓冲氧化箱均与一浆液箱相连通，所述的浆液箱与一地坑相连通。

说明书

双氧化氨法脱硫工艺及装置

技术领域

[0001] 本发明涉及一种烟气脱硫工艺，具体地说是一种双氧化氨法脱硫工艺及装置，采用液氨脱除去烟气中的二氧化硫，属于化工领域。

背景技术

[0002] 随着经济的发展、社会的进步和人们环保意识的增强，工业烟气脱除SO2，日益受到重视。

[0003] 氨法脱硫工艺是根据氨与SO2、水反应生成脱硫产物的基本机理进行的，主要有湿式氨法、电子束氨法、脉冲电晕氨法、简易氨法等。

[0004] 湿式氨法脱硫工艺系统主要由脱硫洗涤系统、烟气系统、氨贮存系统、硫酸铵生产系统（如果不是氨-硫铵法，则是与其工艺相对应的副产物制造系统）等组成。核心设备是脱硫洗涤塔。通常采用氨水作为脱硫剂，吸收液通常采用喷淋的方式进入吸收塔内与烟气中的SO2反应，生成副产物硫酸铵和亚硫酸氢铵，在脱硫塔底部利用空气曝气的方法将亚硫酸氢铵氧化成硫酸铵，硫酸铵溶液排出后经过过滤、脱水、蒸发、干燥后生产出硫酸钱晶体。

[0005] 目前，大部分氨法脱硫工艺中脱硫塔主要采用吸收液喷淋吸收的方式，这种喷淋吸收的方式主要会造成出口烟气中逸氨量大，对周围环境造成二次污染。也有一些脱硫塔内采用塔板吸收硫化物的形式，但由于烟气温度在通过塔板时，很难降到脱硫的最佳温度60℃，在塔板吸收液吸收了烟气中的硫化物后，在高温情况下，又很快会分解出来，只有通过加入过量氨来吸收烟气中的硫化物，这样就造成吸收剂用量大，不经济，出口逸氨量也大，而且出口分解出来的硫化物和逸氨还会继续反应，副产物会附着在出口烟道上，能收集的副产物量少，出口烟道易堵塞。也有在脱硫塔塔板下方加喷淋的形式，但这种吸收方式，基本上主要依靠塔板吸收，为了保证脱硫率，必须保证烟气通过塔板和塔板上吸收液的反应时间，因此塔板设计的孔距小，阻力大，能耗高，烟气从塔板液膜穿出时，液滴夹带比较严重。

[0006] 然而通过吸收塔塔内氧化，很难保证硫酸铵氧化时间大于2小时和最佳pH值为5.5，从而难于产出硫酸铵；另一种是浓缩段氧化，然而因为亚硫酸氨不稳定，60℃以上温度就开始分解，如果浓缩段氧化，130℃以上的高温烟气将使大量亚硫酸氨分解，同样造成了吸收效率降低，难于产出硫酸铵。

[0007] 中国专利200310115523.2中提供了一种氨法的一体化脱硫除尘塔，该脱硫除尘塔由下而上设置有一级喷淋段、塔板层和除雾器，该装置的不足在于不适合处理大烟气量，且当脱硫塔的塔径较大时塔板上的溶液很难均匀分布。

[0008] 中国专利申请200510040800.7中提供了空塔型氨法脱硫工艺及装置，使用该工艺及装置进行脱硫可以在保证脱硫效率的同时，可以节省投资。但是，该工艺及装置由于采用了塔内氧化处理，这样会影响整个脱硫系统的脱硫率，如果为了保证脱硫率，加入过量的氨气进行吸收，势必会使出口烟气中的逸氨超标。

发明内容

[0009] 为了解决上述问题，本发明设计了一种双氧化氨法脱硫工艺及装置，包括氨水制备装置、吸收塔、预洗塔、缓冲氧化箱、旋流器、离心机、干燥床、尾气洗涤器、包装机、氧化风机、循环泵；通过在吸收塔和缓冲氧化箱进行双氧化，达到有效降低氨逃逸量、减少硫酸铵损失的目的。

[0010] 本发明的技术方案为：

[0011] 双氧化氨法脱硫工艺，包括以下步骤：

[0012] （1）制备脱硫剂氨水，氨水通过氨水制备装置由液氨制备得到，制备得到的氨水质量分数为20%，存储在氨水储箱内，使用时由循环泵打入吸收塔最底层循环管道；

[0013] 所述的氨水制备过程为：液氨分别进入两台液氨气化换热装置，氨水气化为吸热反应，能够将通入的循环水降温，同时将要排出的氨水降温，气化后的氨水气混合体进入喷雾氨水吸收装置，将通入的循环水与制备水混合，制备质量浓度20%氨水，氨水通过氨水冷却装置与来自液氨气化换热装置冷却过的循环水初步降温，温度降至50℃以下，再由另一台液氨气化换热装置通过与液氨气化过程换热，得到温度小于25℃的氨水。氨水制备过程利用液氨汽化吸热反应，冷却循环水，然后冷却制备的氨水，减少冷却水用量，降低运行成本，除循环水，整个过程无动力设备支持；

[0014] （2）烟气从预洗塔的顶部进入后，在预洗塔内降温到60℃，并进行喷淋脱硫，喷淋液为氨水、硫酸铵和亚硫酸氨的混合液，烟气经过初级脱硫后从预洗塔的底部进入吸收塔；

[0015] （3）进入吸收塔的烟气首先经过多孔板，通过多孔板的流速为6-10m/s，烟气均匀分布，并与喷淋层的喷淋液形成强对流，烟气与喷淋液的液气体积比控制在3～5﹕1，从而增加了烟气与喷淋液的接触面积，进一步进行脱硫，烟气中SO2与吸收塔排出的含有硫酸铵、亚硫酸氨和亚硫酸氢铵的喷淋液反应，完成二氧化硫的脱除，吸收了烟气中SO2的喷淋液落入吸收塔底部的浆液池；

[0016] 预洗塔用来给烟气降温，同时通过烟气中的SO2来浓缩硫酸铵溶液，预洗塔设置一层喷淋，靠循环泵供给喷淋液，吸收塔设置三层喷淋，分别对应三台循环泵；

[0017] 烟气在吸收塔内通过多孔板后的流速为3～5m/s，增加吸收效率的同时不增加吸收塔的塔高。

[0018] （4）脱硫后的烟气含有少量氨气溶胶，通过旋板对流氨吸收装置除去大部分逃逸的氨，然后再通过除雾器脱水、除雾，去除烟气中的水雾，得到净化的烟气；

[0019] （5）浆液池内主要为饱和硫酸铵溶液，还含有亚硫酸氨和亚硫酸氢铵，浆液池根据预洗塔液位的高低，通过循环泵将浆液池内的硫酸铵溶液排至预洗塔，在预洗塔内对硫酸铵溶液进行浓缩，在预洗塔内的混合溶液经过浓缩至含固量达到重量分数10%时，通过循环泵排入缓冲氧化箱；

[0020] （6）在缓冲氧化箱内氧化亚硫酸氨和亚硫酸氢铵，缓冲氧化箱内pH值调至4～6，充分氧化亚硫酸氨得到较纯净的硫酸铵溶液，缓冲氧化箱内的硫酸氨溶液含固量达到重量分数15%，由缓冲氧化箱的循环泵将硫酸氨溶液送至旋流器进行液固分离；

[0021] 所述缓冲氧化箱内的优选pH值5.5。

[0022] （7）溶液在旋流器内进一步浓缩至含固量在重量分数35%，通过循环泵将硫酸铵溶液排入离心机；

[0023] （8）通过离心机将溶液进行固液分离，含固量达到重量分数95%时，输送至干燥床；

[0024] （9）干燥床设置尾气洗涤器，在干燥床烘干后由装袋机完成副产品包装；干燥床将硫酸铵干燥至含水1.0%，最后排至包装机，包装外运；干燥床排出的含硫酸铵粉尘尾气进入尾气洗涤器，进行洗涤后排放，整个过程硫酸铵收率可达96%以上。

[0025] 烟气经过吸收塔的整个过程自上而下进行落料，不增加任何提升设备，减少了循环泵的使用，提升了设备利用率，且整个系统无废水、废气产生。

[0026] 一种用于上述双氧化氨法脱硫工艺的装置，包括氨水制备装置、吸收塔、预洗塔、缓冲氧化箱、旋流器、离心机、干燥床、尾气洗涤器、包装机、氨水储箱；所述的吸收塔内自上而下依次设有除雾器、旋板对流氨吸收装置、喷淋层和多孔板，所述的吸收塔的底部为浆液池；所述的氨水制备装置与氨水储箱相连，氨水储箱与缓冲氧化箱相连，所述的预洗塔与吸收塔的底部相连，所述的吸收塔顶部与烟囱相连；所述的预洗塔与缓冲氧化箱相连通，所述的缓冲氧化箱、旋流器、离心机、干燥床依次相连，所述的干燥床分别与包装机和尾气洗涤器相连。

[0027] 所述的氨水制备装置包括：液氨汽化换热装置、喷雾氨水混合装置、氨水冷却换热装置；所述的液氨汽化换热装置有两个，所述的两个液氨汽化换热装置相并联，且与喷雾氨水混合装置相连通，所述的喷雾氨水混合装置与所述的氨水冷却换热装置相连通，所述的氨水冷却换热装置分别与所述的两个液氨汽化换热装置相连通。

[0028] 所述的多孔板为1/2多孔板。

[0029] 所述的缓冲氧化箱和浆液池均设有氧化风机。

[0030] 所述的吸收塔与预洗塔之间设有循环泵；预洗塔与缓冲氧化箱之间设有循环泵；缓冲氧化箱与旋流器之间设有浆液泵；氨水储箱与缓冲氧化箱之间设有浆液泵。

[0031] 所述的旋流器、尾气洗涤器和离心机均设有溢流口，旋流器、尾气洗涤器和离心机的溢流液通过设置在溢流口的回流管道回流到缓冲氧化箱。

[0032] 所述的浆液池、预洗塔和缓冲氧化箱均与一浆液箱相连通，所述的浆液箱与一地坑相连通。

[0033] 吸收塔的1/2多孔板结构增加了烟气流速，在吸收塔高度不变的情况下，不影响反应时间，同时与喷淋液形成强对流增加了烟气与喷淋液的接触面积，减少了浆液循环量。

[0034] 旋板对流氨吸收装置能够除去90%逃逸的氨及氨盐气溶胶，从而降低氨逃逸量。

[0035] 旋流器、尾气洗涤器和离心机均设有溢流口，旋流器、尾气洗涤器和离心机的溢流液通过设置在溢流口的回流管道回流到缓冲氧化箱。

[0036] 干燥床设置尾气洗涤器，干燥床引风机排出的气体经过尾气洗涤器洗涤、除湿，回收被气流带走的硫酸铵粉尘，从而减少硫酸铵损失，净化排出空气。

[0037] 双氧化装置为吸收塔和缓冲氧化箱，增加了硫酸铵氧化时间，保证吸收塔亚硫酸根离子浓度，通过缓冲氧化箱的持续氧化，保证了亚硫酸根离子的氧化时间，从而减少了亚硫酸根离子，提高了硫酸铵的得率。

[0038] 氨吸收液在吸收烟气的循环过程中逐渐成为 (NH4)2SO3 和NH4HSO3 的混合溶液，通过 (NH4 ) 2SO3溶液吸收烟气中的SO2，并生成NH4HSO3，(NH4)2SO3 和NH4HSO3分别被氧化空气中的氧气氧化成(NH4 )2SO4和NH4 HSO4。反应方程式如下：

[0039] (NH4 )2SO3 + SO2 + H2O = 2NH4HSO3

[0040] NH4HSO3 + NH3 = (NH4 )2SO3

[0041] 2(NH4 )2SO3 + O2 = 2 (NH4 )2SO4

[0042] 2NH4 HSO3 + O2 = 2NH4 HSO4

[0043] 本发明的优点在于：与现有装置相比，降低现有氨法脱硫成本，提高了吸收效率，脱硫效率在95%以上，提高了产量，得到纯度在99%以上的硫酸铵晶体，变废为宝，增加了经3
济效益，硫酸铵收率达96%以上，降低了氨逃逸量，氨逃逸量小于8mg/m。

[0044] 下面结合附图和实施对本发明作进一步说明。

附图说明

[0045] 图1为本发明实施例双氧化氨法脱硫装置的连接示意图；

[0046] 图2为本发明实施例氨水制备装置的连接示意图；

[0047] 图中：1-除雾器、2-旋板对流氨吸收装置、3-喷淋层、4-吸收塔、41-1/2多孔板、42-浆液池、5-预洗塔、6-缓冲氧化箱、7-旋流器、8-离心机、9-干燥床、10-氨水制备装置、
101-氨水储箱、11-尾气洗涤器、12-包装机、102-液氨汽化换热装置、103-喷雾氨水混合装置、104-氨水冷却换热装置。

具体实施方式

[0048] 以下对本发明的优选实施例进行说明，应当理解，此处所描述的优选实施例仅用于说明和解释本发明，并不用于限定本发明。

[0049] 实施例1

[0050] 一种双氧化氨法脱硫工艺，包括以下步骤：

[0051] （1）制备脱硫剂氨水，氨水通过氨水制备装置由液氨制备得到，制备得到的氨水质量分数为20%，存储在氨水储箱内，使用时由循环泵打入吸收塔最底层循环管道；

[0052] 所述的氨水制备过程为：液氨分别进入两台液氨气化换热装置，氨水气化为吸热反应，能够将通入的循环水降温，同时将要排出的氨水降温，气化后的氨水气混合体进入喷雾氨水吸收装置，将通入的循环水与制备水混合，制备质量浓度20%氨水，氨水通过氨水冷却装置与来自液氨气化换热装置冷却过的循环水初步降温，温度降至50℃以下，再由另一台液氨气化换热装置通过与液氨气化过程换热，得到温度小于25℃的氨水。氨水制备过程利用液氨汽化吸热反应，冷却循环水，然后冷却制备的氨水，减少冷却水用量，降低运行成本，除循环水，整个过程无动力设备支持；

[0053] （2）锅炉烟气经除尘后进入烟道，在引风机的作用下烟气从预洗塔的顶部进入后，在预洗塔内降温到60℃左右，并进行喷淋脱硫，喷淋液为氨水、硫酸铵和亚硫酸氨的混合液，烟气经过初级脱硫后从预洗塔的底部进入吸收塔；

[0054] （3）进入吸收塔的烟气首先经过1/2多孔板（即开孔率均布为50%的孔板，且板孔均匀分布），流速为6-10m/s，烟气均匀分布，并与通过循环泵打入喷淋层喷出的雾状喷淋液（亚硫酸氨和亚硫酸氢铵的混合溶液）形成强对流，烟气与喷淋液的液气体积比控制在3到5之间，从而增加了烟气与喷淋液的接触面积，进一步进行脱硫，烟气中SO2与吸收塔排出的含有硫酸铵、亚硫酸氨和亚硫酸氢铵的喷淋液反应，完成二氧化硫的脱除，吸收了烟气中SO2的喷淋液落入吸收塔底部的浆液池；

[0055] 预洗塔用来给烟气降温，同时通过烟气中的SO2来浓缩硫酸铵溶液，预洗塔设置一层喷淋，靠循环泵供给喷淋液，吸收塔设置三层喷淋，分别对应三台循环泵；

[0056] （4）脱硫后的烟气含有少量氨气溶胶，通过旋板对流氨吸收装置除去大部分逃逸的氨，然后再通过除雾器脱水、除雾，去除烟气中的水雾，得到净化的烟气，净化的烟气从吸收塔顶进入净烟道至烟囱排放；

[0057] （5）浆液池内主要为饱和硫酸铵溶液，还含有亚硫酸氨和亚硫酸氢铵，吸收塔底的浆液池根据预洗塔液位的高低，通过循环泵将浆液池内的硫酸铵溶液排至预洗塔，在预洗塔内对硫酸铵溶液进行浓缩，在预洗塔内的混合溶液经过浓缩至含固量重量分数10%以上时，通过循环泵排入缓冲氧化箱；

[0058] （6）在缓冲氧化箱内氧化亚硫酸氨和亚硫酸氢铵，缓冲氧化箱内pH值调至4～6，最佳氧化pH值为5.5，充分氧化亚硫酸氨得到较纯净的硫酸铵溶液，缓冲氧化箱内的硫酸氨溶液含固量达到质量分数15%时，由缓冲氧化箱的循环泵将硫酸氨溶液送至旋流器进行液固分离；

[0059] （7）溶液在旋流器内进一步浓缩至含固量重量分数35%以上，然后通过循环泵将硫酸铵溶液排入离心机；

[0060] （8）通过离心机将溶液进行固液分离，得到含水小于5%的硫酸铵固体，即含固量达到重量分数95%时，通过螺旋输送机输送至干燥床（如震动流化床干燥器）；

[0061] （9）干燥床设置尾气洗涤器，在干燥床烘干后由装袋机完成副产品包装；干燥床将硫酸铵干燥至含水1.0%，最后排至包装机，包装外运；干燥床排出的含硫酸铵粉尘尾气进入尾气洗涤器，进行洗涤后排放，整个过程硫酸铵收率可达96%以上。

[0062] 结果：通过本发明的双氧化工艺，尾气中二氧化硫含量小于150mg/ Nm3，尾气中氨3
的含量小于8mg/ Nm，脱硫装置总压力降800Pa，副产符合DLT 808-2002副产硫酸铵，而蒸汽消耗（干燥器用汽）为100kg/t硫酸铵，电耗小于200KW/t硫酸铵，现有氨法相比降低脱硫成本30%，吸收效率提到98%，氨逃逸量降至8mg/m3以下。

[0063] 实施例2

[0064] 如图1和图2所示，一种双氧化氨法脱硫装置，包括氨水制备装置10、吸收塔4、预洗塔5、缓冲氧化箱6、旋流器7、离心机8、干燥床9、尾气洗涤器11、包装机12、氨水储箱101；所述的吸收塔4内自上而下依次设有除雾器1、旋板对流氨吸收装置2、喷淋层3和1/2多孔板41，所述的吸收塔4的底部为浆液池42；所述的氨水制备装置10与氨水储箱101相连，氨水储箱101与缓冲氧化箱6相连，所述的预洗塔5与吸收塔4的底部相连，所述的吸收塔4顶部与烟囱相连；所述的预洗塔5与缓冲氧化箱6相连通，所述的缓冲氧化箱6、旋流器7、离心机8、干燥床9依次相连，所述的干燥床9分别与包装机12和尾气洗涤器11相连。

[0065] 所述的缓冲氧化箱6和浆液池42均设有氧化风机；

[0066] 所述的吸收塔4与预洗塔5之间设有循环泵；预洗塔5与缓冲氧化箱6之间设有循环泵；缓冲氧化箱6与旋流器7之间设有浆液泵；氨水储箱101与缓冲氧化箱6之间设有浆液泵。

[0067] 所述的浆液池42、预洗塔5和缓冲氧化箱6均与一浆液箱相连通，所述的浆液箱与一地坑相连通，可以防止浆液池42、预洗塔5和缓冲氧化箱6内的液位较高时，浆液溢出。

[0068] 氨水制备装置包括：液氨汽化换热装置102、喷雾氨水混合装置103、氨水冷却换热装置104；所述的液氨汽化换热装置102有两个，所述的两个液氨汽化换热装置102相并联，且与喷雾氨水混合装置103相连通，所述的喷雾氨水混合装置103与所述的氨水冷却换热装置104相连通，所述的氨水冷却换热装置104分别与所述的两个液氨汽化换热装置102相连通。

[0069] 预洗塔用来给烟气降温及浓缩硫酸铵溶液，设置一层喷淋，靠循环泵供给喷淋液，吸收塔设置三台循环泵分别对应三层喷淋。

[0070] 旋流器溢流液、尾气洗涤器溢流液和离心机溢流液通过设置的溢流口经过一根回流管道回流到缓冲氧化箱。

[0071] 整个过程自上而下进行落料，不增加任何提升设备，整个系统无废水、废气产生。

[0072] 最后应说明的是：以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，对于本领域的技术人员来说，其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。