本发明属于烟气脱硫技术领域，涉及一种副产物回收的单塔多循环系统装置其脱硫方法。
背景技术：
近几年来，国家持续加大对大气污染治理力度，大气环境质量总体有所改善，但是中国很多地方雾霾仍然频发，大气治理形势依然严峻。
氨法脱硫技术由于气-液反应速度快，无废水废渣排放且脱硫产物硫酸铵有很高的经济价值而广泛应用于烟气治理领域，为大气环境治理作出卓越贡献。
由于氨法脱硫采用的是氨水作为脱硫剂，氨水属于易挥发性物质，由于脱硫塔内氨水为雾化喷淋，且温度比常温高，极易造成氨水挥发逃逸，逃逸的氨会和烟气中残存的sox反应生成铵盐气溶胶，形成化肥雨，造成白色烟气拖尾，对大气环境和公众视觉感官均造成不良影响，随着国家环保标准的提高和公众环保意识的增强，氨法脱硫尾气拖尾以及颗粒物不达标问题日益凸显。
烟气脱硫吸收塔是烟气脱硫工艺中最关键的装置。吸收塔结构设计的合理性直接关系到脱硫效率、脱硫剂利用率、亚盐氧化效率及装置能耗的高低。在湿式脱硫工艺中，由于浆液中含有较多的固体物质，容易结垢、沉积，因此多采用喷淋空塔。喷淋空塔的特点是系统不易结垢、堵塞，烟气压降小，但进入脱硫塔的烟气温度较高(未设ggh的情况下，烟气温度一般≥130℃)，烟气降温和二氧化硫的吸收在脱硫塔内同一个区域进行，一方面烟气温度高不利于浆液对二氧化硫的吸收，另一方面循环吸收浆液密度较高,浆液粘度大，不利于气液传质，为了获得理想的脱硫效率，就必须靠增加液气比来实现，这便大大增加了脱硫系统的运行功耗。
在湿式氨法脱硫工艺中，气溶胶产生的主要途径有两种：一是氨水挥发的气态氨与烟气中的二氧化硫通过气相反应生成亚硫酸铵、亚硫酸氢氨、硫酸铵等气溶胶颗粒。该反应主要取决于烟气中氨和二氧化硫的浓度，其中气态氨量和氨水浓度及其温度有关，随着氨水浓度及温度的提高从氨水中挥发出来的氨增多，气相中的氨浓度增大，生成的气溶胶颗粒也会随之增加；二是氨水吸收烟气中二氧化硫后的脱硫液滴在高温烟气中，由于蒸发作用析出固态颗粒，该机理与烟气及氨水脱硫液温度存在较大关系。其影响因素主要有烟气温度、氨水浓度、液气比、ph值等。在湿式氨法脱硫工艺中，氨逃逸实际是指氨气、亚硫酸铵、亚硫酸氢铵、硫酸铵的逃逸。影响氨逃逸的主要因素是进口烟气温度、吸收液ph值、浓度和液气比等。因此对于湿式氨法脱硫工艺来说，若增加液气比会增加上述气溶胶的产生以及氨逃逸量的增加。
cn108246028a公开了一种氨法脱硫超净排放装置及工艺，包括分段式脱硫塔和湿式电除尘器，分段式脱硫塔包括塔体，塔体上设有烟气进口，塔体的顶部设有烟气出口，该装置还包括浓缩循环罐和氨水储罐；塔体内从下至上依次设置有浆液池、浓缩段、吸收段和除雾段；烟气入口位于浓缩段，烟气出口与湿式电除尘器连通；氨水储罐与浆液池连通；浓缩循环罐的入口同时与浆液池和浓缩段连通，浓缩循环罐的出口与浓缩段连通。
cn205760545u公开了一种用于湿式氨法脱硫的三循环烟气脱硫塔或系统，该烟气脱硫塔或系统包括第一级吸收区、第二级吸收区和洗涤区；所述的第一级吸收区对应设置有第一浆液循环回路；所述的第二级吸收区对应设置有第二浆液循环回路；所述的洗涤区对应设置有第三浆液循环回路。
cn105903330a公开了一种高效联合脱硫脱硝的系统及方法，所述系统包括脱硫塔，以及氮氧化物氧化系统和设置在脱硫塔上的脱硝浆液循环系统；脱硫塔内在入口烟道之上除雾系统之下依次设置三段喷淋层，三段喷淋层将脱硫塔内从下到上依次划分为硫氧化物吸收段，氮氧化物初级吸收段和氮氧化物深度吸收段；脱硝浆液循环系统包括脱硝浆液池和依次设置在脱硫塔中的第一浆液分流装置和第二浆液分流装置；氮氧化物氧化系统包括氧化剂发生装置和连接在氧化剂发生装置输出端的第一氧化剂喷嘴和第二氧化剂喷嘴。
目前，国家对燃煤锅炉二氧化硫排放标准的提高，传统的喷淋空塔湿式氨法脱硫工艺已经不能满足环保要求。因此，必须从技术上对其进行改造，以适应新的环保要求。
技术实现要素：
针对现有技术存在的不足，本发明的目的在于提供一种副产物回收的单塔多循环系统装置其脱硫方法，本发明在单塔内设置多层循环喷淋区，既保证了副产物的氧化和结晶，又保证了高脱硫效率，解决了两者不可调和的矛盾。
为达此目的，本发明采用以下技术方案：
第一方面，本发明提供了一种副产物回收的单塔多循环系统装置，所述的单塔多循环系统装置包括沿烟气流向依次连接脱硫单元和除尘单元，所述的脱硫单元底部连接副产物回收单元。
所述的脱硫单元包括脱硫装置，所述的脱硫装置内部沿烟气流向分为相互连通塔底喷淋段、循环喷淋段和工艺水洗段，所述的循环喷淋段沿脱硫装置的高度方向包括至少两级循环喷淋区。
本发明在单塔内设置多层循环喷淋区，对烟气进行多级循环喷淋，在不同的循环喷淋区采用不同浓度和ph值的吸收液，并调整烟气与吸收液之间的液气比，，在塔底喷淋段内，吸收剂对进入脱硫装置中的烟气进行降温加湿和初步脱硝，同时烟气的高温还能使吸收液浓缩，便于亚硫酸氢氨和亚硫酸铵晶体的形成，既保证了副产物的氧化和结晶，又提高了烟气的脱硫率。
作为本发明一种优选的技术方案，沿烟气流向，所述的塔底喷淋段包括位于脱硫装置壳体底部的喷淋池，以及位于喷淋池上方的至少一层塔底喷淋层。
优选地，所述的喷淋池与塔底喷淋层之间通过外置的塔底管路连接，喷淋池内储存的吸收液经塔底管路返回塔底喷淋层，对烟气进行循环喷淋。
优选地，所述的塔底喷淋层包括塔底喷淋主管以及设置于塔底喷淋主管上的至少一个塔底喷嘴，所述的塔底喷嘴的喷射方向与烟气流向相反。
优选地，所述的循环喷淋段沿脱硫装置的高度方向包括两级循环喷淋区。
优选地，所述的循环喷淋区内沿烟气流向依次设置有集液装置和至少一层循环喷淋层，所述的循环喷淋层位于集液装置上方。
优选地，所述的集液装置和循环喷淋层之间通过外置的循环管路连接，集液装置收集的喷淋液经循环管路返回循环喷淋层，对烟气进行循环喷淋。
优选地，所述的循环管路上设置有吸收液储罐。
优选地，所述的吸收液储罐内储存有吸收液。
优选地，所述的吸收液为氨水溶液。
优选地，所述的循环喷淋层包括循环喷淋主管以及设置于循环喷淋主管上的至少一个循环喷嘴，所述的循环喷嘴的喷射方向与烟气流向相同。
在本发明中，每个循环喷淋区包括1-3层循环喷淋层，各层循环喷淋层的循环喷嘴均采用射流喷嘴，各循环喷嘴均向上喷射。向上喷射的目的在于，使得吸收液先与烟气同向运动，形成一次接触，而后吸收液在重力作用下下落与烟气相向运动，形成二次接触，两次接触提高了脱硫效率。
优选地，所述的工艺水洗段包括填料层，所述的填料层的上方和下方均设置有水洗层，所述的水洗层外接工艺水箱。
在本发明中，利用氨的水溶性特点，通过工艺水洗段降低烟气中氨逃逸量，同时也减少烟气夹带硫酸铵气溶胶含量，在填料层中，烟气与工艺水得到充分的接触混合，工艺水脱除烟气中残留的亚硝酸铵，填料层为气、液两相提供充分的接触面，并提高其湍动程度，利于气液间的传质。填料层的布置层数根据实际烟气中氨逃逸量和硫酸铵气溶胶含量而定。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的脱硫装置底部外接吸收液进液管，吸收液经吸收液进液管通入喷淋池。
优选地，所述的脱硫单元还包括与脱硫装置连接的除尘装置，烟气经除尘装置进入脱硫装置。
优选地，所述的除尘装置为布袋除尘器。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的除尘单元包括湿电除尘器，所述的湿电除尘器的出口连接烟囱。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的副产物回收单元包括与脱硫装置塔底依次连接的氧化装置、硫酸铵储罐、换热装置、结晶装置、分离装置和干燥装置。
本发明采用塔外氧化的方式，便于对氧化装置内的硫酸铵料液浓度进行控制，可将氧化装置内的硫酸铵料液浓度控制在25～35wt％。考虑对氨逃逸的控制，保持氧化槽内硫酸铵料液的ph为4～6.5，氧化率维持在98％以上。塔外氧化避免了氧化系统耦合在脱硫塔内而产生不必要的影响，降低脱硫塔效率。
优选地，所述的氧化装置外接臭氧发生器，所述的氧化装置的出口接入所述的吸收液进液管。
优选地，所述的氧化装置分别独立连接所述的吸收液储罐，吸收液储罐内储存的吸收液进入氧化装置，在氧化装置内与空气接触氧化。
在本发明中，也可用氧化风机向氧化装置内鼓入压缩空气，一方面可以提高亚硫酸铵的氧化率，另一方面可以通过压缩空气搅动料液，提高料液的湍流程度，加速氧化。
第二方面，本发明提供了一种副产物回收的单塔多循环脱硫方法，采用第一方面所述的单塔多循环脱硫系统装置对烟气进行脱硫，所述的单塔多循环脱硫方法包括：
烟气进入脱硫装置后，依次穿过塔底喷淋段、循环喷淋段和工艺水洗段后进入除尘单元，经除尘后排空，烟气在循环喷淋段内经多级循环喷淋。
作为本发明一种优选的技术方案，所述的单塔多循环脱硫方法包括：
(ⅰ)除尘后的烟气通入脱硫装置，在塔底喷淋段内与吸收液氨水逆流接触，塔底喷淋池内的吸收液经塔底管路返回塔底喷淋层，对烟气进行循环喷淋，塔底喷淋池内的废吸收液排入氧化装置进行氧化处理；
(ⅱ)烟气继续向上流动依次穿过两级循环喷淋区，在每一级循环喷淋区内，集液装置将收集的吸收液通入吸收液储罐，吸收液储罐将吸收液再次通入循环喷淋层，对烟气进行循环喷淋，喷淋后的废吸收液由吸收剂储罐排入氧化装置，进行氧化处理；
(ⅲ)烟气穿过循环喷淋区后进入工艺水洗段，与工艺水接触水洗，随后烟气进入湿电除尘器，经湿电除尘后外排；
(ⅳ)向氧化装置通入臭氧，对氧化装置内收集的吸收液进行氧化，氧化后的吸收液依次经加热、结晶、分离和干燥后得到硫酸铵晶体。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(ⅰ)中，除尘后的烟气温度为150～160℃，例如可以是150℃、151℃、152℃、153℃、154℃、155℃、156℃、157℃、158℃、159℃或160℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的塔底喷淋段内循环喷淋的吸收液的浓度为15～20wt％，例如可以是15.0wt％、15.5wt％、16.0wt％、16.5wt％、17.0wt％、17.5wt％、18.0wt％、18.5wt％、19.0wt％、19.5wt％、20.0wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的塔底喷淋段内循环喷淋的吸收液的ph值为4～5，例如可以是4.0、4.1、4.2、4.3、4.4、4.5、4.6、4.7、4.8、4.9或5.0，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，塔底喷淋段内，烟气与吸收液的液气比为3～5l/nm3，例如可以是3.0l/nm3、3.2l/nm3、3.4l/nm3、3.6l/nm3、3.8l/nm3、4.0l/nm3、4.2l/nm3、4.4l/nm3、4.6l/nm3、4.8l/nm3或5.0l/nm3，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，烟气穿过塔底喷淋段后的温度为50～60℃，例如可以是50℃、51℃、52℃、53℃、54℃、55℃、56℃、57℃、58℃、59℃或60℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，当塔底喷淋池内收集的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将塔底喷淋池内的吸收液排入氧化装置。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(ⅱ)中，第一级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为10～15wt％，例如可以是10wt％、10.5wt％、11wt％、11.5wt％、12wt％、12.5wt％、13wt％、13.5wt％、14wt％、14.5wt％或15wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，第一级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的ph值为5～6，例如可以是5.0、5.1、5.2、5.3、5.4、5.5、5.6、5.7、5.8、5.9或6.0，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，第一级循环喷淋区内，烟气与吸收液的液气比为6～8l/nm3，例如可以是6.0l/nm3、6.2l/nm3、6.4l/nm3、6.6l/nm3、6.8l/nm3、7.0l/nm3、7.2l/nm3、7.4l/nm3、7.6l/nm3、7.8l/nm3或8.0l/nm3，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，第二级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为3～10wt％，例如可以是3.0wt％、3.5wt％、4.0wt％、4.5wt％、5.0wt％、5.5wt％、6.0wt％、6.5wt％、7.0wt％、7.5wt％、8.0wt％、8.5wt％、9.0wt％、9.5wt％或10.0wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，第二级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的ph值为6～7，例如可以是6.0、6.1、6.2、6.3、6.4、6.5、6.6、6.7、6.8、6.9或7.0，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，第二级循环喷淋区内，烟气与吸收液的液气比为9～11l/nm3，例如可以是9.0l/nm3、9.2l/nm3、9.4l/nm3、9.6l/nm3、9.8l/nm3、10.0l/nm3、10.2l/nm3、10.4l/nm3、10.6l/nm3、10.8l/nm3或11l/nm3，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，当吸收剂储罐内储存的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将吸收剂储罐内的吸收液排入氧化装置。
作为本发明一种优选的技术方案，步骤(ⅳ)中，氧化后的吸收液加热至60～80℃，例如可以是60℃、62℃、64℃、66℃、68℃、70℃、72℃、74℃、76℃、78℃或80℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的结晶过程采用的晶种粒径为65～85μm，例如可以是65μm、66μm、67μm、68μm、69μm、70μm、71μm、72μm、73μm、74μm、75μm、76μm、77μm、78μm、79μm、80μm、81μm、82μm、83μm、84μm或85μm，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，晶种添加量为吸收液质量的0.1～0.2wt％，例如可以是0.1wt％、0.11wt％、0.12wt％、0.13wt％、0.14wt％、0.15wt％、0.16wt％、0.17wt％、0.18wt％、0.19wt％或0.2wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，结晶装置内的吸收液浓度达到50～60wt％后排入固液分离装置，例如可以是50wt％、51wt％、52wt％、53wt％、54wt％、55wt％、56wt％、57wt％、58wt％、59wt％或60wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，固液分离后得到湿固料和液体，其中，湿固料进入干燥装置，液体返回氧化装置。
优选地，所述的湿固料的含水率为3～5wt％，例如可以是3.0wt％、3.2wt％、3.4wt％、3.6wt％、3.8wt％、4.0wt％、4.2wt％、4.4wt％、4.6wt％、4.8wt％或5.0wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述的湿固料干燥后的含水率≤1wt％，例如可以是0.1wt％、0.2wt％、0.3wt％、0.4wt％、0.5wt％、0.6wt％、0.7wt％、0.8wt％、0.9wt％或1.0wt％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
所述系统是指设备系统、装置系统或生产装置。
与现有技术相比，本发明的有益效果为：
本发明在单塔内设置多层循环喷淋区，提高了烟气的脱硫效率，在第一层循环喷淋区内，吸收剂对进入脱硫装置中的烟气进行降温加湿和初步脱硝，同时烟气的高温还能使吸收液浓缩，便于亚硫酸氢氨和亚硫酸铵晶体的形成，在经过第一层循环喷淋区后，烟气脱硫率约为40～50％；随后经后续的循环喷淋区对烟气进行逐级的深度脱硫，最终脱硫率可达98.5％以上。此外，在不同的循环喷淋区还可以设置不同ph和浓度的吸收剂进行梯度脱硫，通过不同ph值和浓度的吸收液分区处理，既保证了副产物的氧化和结晶，又保证了高脱硫效率，解决了两者不可调和的矛盾。
附图说明
图1为本发明一个具体实施方式提供的单塔多循环脱硫系统装置。
其中，1-除尘装置；2-脱硫装置；3-喷淋池；4-塔底喷淋层；5-塔底管路；6-集液装置；7-循环喷淋层；8-循环管路；9-填料层；10-水洗层；11-吸收液储罐；12-氧化装置；13-硫酸铵储罐；14-换热装置；15-结晶装置；16-分离装置；17-干燥装置；18-臭氧发生器；19-湿电除尘器；20-烟囱；21-工艺水箱。
具体实施方式
需要理解的是，在本发明的描述中，术语“中心”、“纵向”、“横向”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”等仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”等的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本发明的描述中，除非另有说明，“多个”的含义是两个或两个以上。
需要说明的是，在本发明的描述中，除非另有明确的规定和限定，术语“设置”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以通过具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。
本领域技术人员理应了解的是，本发明中必然包括用于实现工艺完整的必要管线、常规阀门和通用泵设备，但以上内容不属于本发明的主要发明点，本领域技术人员可以基于工艺流程和设备结构选型进可以自行增设布局，本发明对此不做特殊要求和具体限定。
下面结合附图并通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。
在一个具体实施方式中，本发明提供了一种副产物回收的单塔多循环系统装置，所述的单塔多循环系统装置如图1所示，包括沿烟气流向依次连接脱硫单元和除尘单元，脱硫单元底部连接副产物回收单元。
脱硫单元包括脱硫装置2，脱硫装置2内部沿烟气流向分为相互连通塔底喷淋段、循环喷淋段和工艺水洗段，循环喷淋段沿脱硫装置2的高度方向包括至少两级循环喷淋区，进一步地，循环喷淋段沿脱硫装置2的高度方向包括两级循环喷淋区。
沿烟气流向，塔底喷淋段包括位于脱硫装置2壳体底部的喷淋池3，以及位于喷淋池3上方的至少一层塔底喷淋层4。喷淋池3与塔底喷淋层4之间通过外置的塔底管路5连接，喷淋池3内储存的吸收液经塔底管路5返回塔底喷淋层4，对烟气进行循环喷淋；塔底喷淋层4包括塔底喷淋主管以及设置于塔底喷淋主管上的至少一个塔底喷嘴，所述的塔底喷嘴的喷射方向与烟气流向相反。
循环喷淋区内沿烟气流向依次设置有集液装置6和至少一层循环喷淋层7，循环喷淋层7位于集液装置6上方。集液装置6和循环喷淋层7之间通过外置的循环管路8连接，集液装置6收集的喷淋液经循环管路8返回循环喷淋层7，对烟气进行循环喷淋。循环管路8上设置有吸收液储罐11，吸收液储罐11内储存有吸收液，吸收液为氨水溶液。循环喷淋层7包括循环喷淋主管以及设置于循环喷淋主管上的至少一个循环喷嘴，所述的循环喷嘴的喷射方向与烟气流向相同。
工艺水洗段包括填料层9，填料层9的上方和下方均设置有水洗层10，水洗层10外接工艺水箱21。脱硫装置2底部外接吸收液进液管，吸收液经吸收液进液管通入喷淋池3。
脱硫单元还包括与脱硫装置2连接的除尘装置1，烟气经除尘装置1进入脱硫装置2，具体地，除尘装置1为布袋除尘器。
除尘单元包括湿电除尘器19，湿电除尘器19的出口连接烟囱20。
副产物回收单元包括与脱硫装置2塔底依次连接的氧化装置12、硫酸铵储罐13、换热装置14、结晶装置15、分离装置16和干燥装置17。氧化装置12外接臭氧发生器18，氧化装置12的出口接入吸收液进液管，氧化装置12分别独立连接吸收液储罐11，吸收液储罐11内储存的吸收液进入氧化装置12，在氧化装置12内与空气接触氧化。
在另一个具体实施方式中，本发明提供了一种副产物回收的单塔多循环脱硫方法，所述的单塔多循环脱硫方法包括：
(1)除尘后的烟气通入脱硫装置2，除尘后的烟气温度为150～160℃，烟气在塔底喷淋段内与吸收液氨水逆流接触，塔底喷淋池3内的吸收液经塔底管路5返回塔底喷淋层4，对烟气进行循环喷淋，塔底喷淋段内循环喷淋的吸收液的浓度为15～20wt％，吸收液的ph值为4～5，烟气与吸收液的液气比为3～5l/nm3，烟气穿过塔底喷淋段后的温度为50～60℃，当塔底喷淋池3内收集的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将塔底喷淋池3内的吸收液排入氧化装置12；
(2)烟气继续向上流动依次穿过两级循环喷淋区，在每一级循环喷淋区内，集液装置6将收集的吸收液通入吸收液储罐11，吸收液储罐11将吸收液再次通入循环喷淋层7，对烟气进行循环喷淋，第一级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为10～15wt％，吸收液的ph值为5～6，烟气与吸收液的液气比为6～8l/nm3；第二级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为3～10wt％，吸收液的ph值为6～7，烟气与吸收液的液气比为9～11l/nm3，当吸收剂储罐内储存的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将吸收剂储罐内的吸收液排入氧化装置12；
(3)烟气穿过循环喷淋区后进入工艺水洗段，与工艺水接触水洗，随后烟气进入湿电除尘器19，经湿电除尘后外排；
(4)向氧化装置12通入臭氧，对氧化装置12内收集的吸收液进行氧化，氧化后的吸收液加热至60～80℃，随后送入结晶装置15进行结晶，结晶过程采用的晶种粒径为65～85μm，晶种添加量为吸收液质量的0.1～0.2wt％，结晶装置15内的吸收液浓度达到50～60wt％后排入固液分离装置16，固液分离后得到湿固料和液体，其中，湿固料进入干燥装置17，液体返回氧化装置12；湿固料的含水率为3～5wt％；湿固料干燥后的含水率≤1wt％。
实施例1
本实施提供了一种单塔多循环脱硫方法，所述的脱硫方法具体包括如下步骤：
(1)除尘后的烟气通入脱硫装置2，除尘后的烟气温度为150℃，烟气在塔底喷淋段内与吸收液氨水逆流接触，塔底喷淋池3内的吸收液经塔底管路5返回塔底喷淋层4，对烟气进行循环喷淋，塔底喷淋段内循环喷淋的吸收液的浓度为15wt％，吸收液的ph值为4，烟气与吸收液的液气比为3l/nm3，烟气穿过塔底喷淋段后的温度为50℃，当塔底喷淋池3内收集的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将塔底喷淋池3内的吸收液排入氧化装置12；
(2)烟气继续向上流动依次穿过两级循环喷淋区，在每一级循环喷淋区内，集液装置6将收集的吸收液通入吸收液储罐11，吸收液储罐11将吸收液再次通入循环喷淋层7，对烟气进行循环喷淋，第一级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为10wt％，吸收液的ph值为5，烟气与吸收液的液气比为6l/nm3；第二级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为3wt％，吸收液的ph值为6，烟气与吸收液的液气比为9l/nm3，当吸收剂储罐内储存的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将吸收剂储罐内的吸收液排入氧化装置12；
(3)烟气穿过循环喷淋区后进入工艺水洗段，与工艺水接触水洗，随后烟气进入湿电除尘器19，经湿电除尘后外排；
(4)向氧化装置12通入臭氧，对氧化装置12内收集的吸收液进行氧化，氧化后的吸收液加热至60℃，随后送入结晶装置15进行结晶，结晶过程采用的晶种粒径为65μm，晶种添加量为吸收液质量的0.1wt％，结晶装置15内的吸收液浓度达到50wt％后排入固液分离装置16，固液分离后得到湿固料和液体，其中，湿固料进入干燥装置17，液体返回氧化装置12，湿固料的含水率为3wt％，湿固料干燥后的含水率为0.6wt％，干燥后得到纯度为99.4％的硫酸铵晶体。
对外排的烟气进行取样检测，计算烟气的脱硫率为97.5％。
实施例2
本实施提供了一种单塔多循环脱硫方法，所述的脱硫方法具体包括如下步骤：
(1)除尘后的烟气通入脱硫装置2，除尘后的烟气温度为153℃，烟气在塔底喷淋段内与吸收液氨水逆流接触，塔底喷淋池3内的吸收液经塔底管路5返回塔底喷淋层4，对烟气进行循环喷淋，塔底喷淋段内循环喷淋的吸收液的浓度为16wt％，吸收液的ph值为4.3，烟气与吸收液的液气比为3.5l/nm3，烟气穿过塔底喷淋段后的温度为53℃，当塔底喷淋池3内收集的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将塔底喷淋池3内的吸收液排入氧化装置12；
(2)烟气继续向上流动依次穿过两级循环喷淋区，在每一级循环喷淋区内，集液装置6将收集的吸收液通入吸收液储罐11，吸收液储罐11将吸收液再次通入循环喷淋层7，对烟气进行循环喷淋，第一级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为11wt％，吸收液的ph值为5.3，烟气与吸收液的液气比为6.5l/nm3；第二级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为5wt％，吸收液的ph值为6.3，烟气与吸收液的液气比为9.5l/nm3，当吸收剂储罐内储存的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将吸收剂储罐内的吸收液排入氧化装置12；
(3)烟气穿过循环喷淋区后进入工艺水洗段，与工艺水接触水洗，随后烟气进入湿电除尘器19，经湿电除尘后外排；
(4)向氧化装置12通入臭氧，对氧化装置12内收集的吸收液进行氧化，氧化后的吸收液加热至65℃，随后送入结晶装置15进行结晶，结晶过程采用的晶种粒径为70μm，晶种添加量为吸收液质量的0.13wt％，结晶装置15内的吸收液浓度达到53wt％后排入固液分离装置16，固液分离后得到湿固料和液体，其中，湿固料进入干燥装置17，液体返回氧化装置12，湿固料的含水率为3.5wt％，湿固料干燥后的含水率为0.5wt％，干燥后得到纯度为99.5％的硫酸铵晶体。
对外排的烟气进行取样检测，计算烟气的脱硫率为97.8％。
实施例3
本实施提供了一种单塔多循环脱硫方法，所述的脱硫方法具体包括如下步骤：
(1)除尘后的烟气通入脱硫装置2，除尘后的烟气温度为155℃，烟气在塔底喷淋段内与吸收液氨水逆流接触，塔底喷淋池3内的吸收液经塔底管路5返回塔底喷淋层4，对烟气进行循环喷淋，塔底喷淋段内循环喷淋的吸收液的浓度为17wt％，吸收液的ph值为4.5，烟气与吸收液的液气比为4l/nm3，烟气穿过塔底喷淋段后的温度为55℃，当塔底喷淋池3内收集的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将塔底喷淋池3内的吸收液排入氧化装置12；
(2)烟气继续向上流动依次穿过两级循环喷淋区，在每一级循环喷淋区内，集液装置6将收集的吸收液通入吸收液储罐11，吸收液储罐11将吸收液再次通入循环喷淋层7，对烟气进行循环喷淋，第一级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为12wt％，吸收液的ph值为5.5，烟气与吸收液的液气比为7l/nm3；第二级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为7wt％，吸收液的ph值为6.5，烟气与吸收液的液气比为10l/nm3，当吸收剂储罐内储存的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将吸收剂储罐内的吸收液排入氧化装置12；
(3)烟气穿过循环喷淋区后进入工艺水洗段，与工艺水接触水洗，随后烟气进入湿电除尘器19，经湿电除尘后外排；
(4)向氧化装置12通入臭氧，对氧化装置12内收集的吸收液进行氧化，氧化后的吸收液加热至70℃，随后送入结晶装置15进行结晶，结晶过程采用的晶种粒径为75μm，晶种添加量为吸收液质量的0.15wt％，结晶装置15内的吸收液浓度达到55wt％后排入固液分离装置16，固液分离后得到湿固料和液体，其中，湿固料进入干燥装置17，液体返回氧化装置12，湿固料的含水率为4wt％，湿固料干燥后的含水率为0.5wt％，干燥后得到纯度为99.8％的硫酸铵晶体。
对外排的烟气进行取样检测，计算烟气的脱硫率为98.3％。
实施例4
本实施提供了一种单塔多循环脱硫方法，所述的脱硫方法具体包括如下步骤：
(1)除尘后的烟气通入脱硫装置2，除尘后的烟气温度为157℃，烟气在塔底喷淋段内与吸收液氨水逆流接触，塔底喷淋池3内的吸收液经塔底管路5返回塔底喷淋层4，对烟气进行循环喷淋，塔底喷淋段内循环喷淋的吸收液的浓度为18wt％，吸收液的ph值为4.7，烟气与吸收液的液气比为4.5l/nm3，烟气穿过塔底喷淋段后的温度为57℃，当塔底喷淋池3内收集的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将塔底喷淋池3内的吸收液排入氧化装置12；
(2)烟气继续向上流动依次穿过两级循环喷淋区，在每一级循环喷淋区内，集液装置6将收集的吸收液通入吸收液储罐11，吸收液储罐11将吸收液再次通入循环喷淋层7，对烟气进行循环喷淋，第一级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为13wt％，吸收液的ph值为5.7，烟气与吸收液的液气比为7.5l/nm3；第二级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为8wt％，吸收液的ph值为6.7，烟气与吸收液的液气比为10.5l/nm3，当吸收剂储罐内储存的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将吸收剂储罐内的吸收液排入氧化装置12；
(3)烟气穿过循环喷淋区后进入工艺水洗段，与工艺水接触水洗，随后烟气进入湿电除尘器19，经湿电除尘后外排；
(4)向氧化装置12通入臭氧，对氧化装置12内收集的吸收液进行氧化，氧化后的吸收液加热至75℃，随后送入结晶装置15进行结晶，结晶过程采用的晶种粒径为80μm，晶种添加量为吸收液质量的0.17wt％，结晶装置15内的吸收液浓度达到57wt％后排入固液分离装置16，固液分离后得到湿固料和液体，其中，湿固料进入干燥装置17，液体返回氧化装置12，湿固料的含水率为4.5wt％，湿固料干燥后的含水率为0.7wt％，干燥后得到纯度为99.6％的硫酸铵晶体。
对外排的烟气进行取样检测，计算烟气的脱硫率为98.5％。
实施例5
本实施提供了一种单塔多循环脱硫方法，所述的脱硫方法具体包括如下步骤：
(1)除尘后的烟气通入脱硫装置2，除尘后的烟气温度为160℃，烟气在塔底喷淋段内与吸收液氨水逆流接触，塔底喷淋池3内的吸收液经塔底管路5返回塔底喷淋层4，对烟气进行循环喷淋，塔底喷淋段内循环喷淋的吸收液的浓度为20wt％，吸收液的ph值为5，烟气与吸收液的液气比为5l/nm3，烟气穿过塔底喷淋段后的温度为60℃，当塔底喷淋池3内收集的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将塔底喷淋池3内的吸收液排入氧化装置12；
(2)烟气继续向上流动依次穿过两级循环喷淋区，在每一级循环喷淋区内，集液装置6将收集的吸收液通入吸收液储罐11，吸收液储罐11将吸收液再次通入循环喷淋层7，对烟气进行循环喷淋，第一级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为15wt％，吸收液的ph值为6，烟气与吸收液的液气比为8l/nm3；第二级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为10wt％，吸收液的ph值为7，烟气与吸收液的液气比为11l/nm3，当吸收剂储罐内储存的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将吸收剂储罐内的吸收液排入氧化装置12；
(3)烟气穿过循环喷淋区后进入工艺水洗段，与工艺水接触水洗，随后烟气进入湿电除尘器19，经湿电除尘后外排；
(4)向氧化装置12通入臭氧，对氧化装置12内收集的吸收液进行氧化，氧化后的吸收液加热至80℃，随后送入结晶装置15进行结晶，结晶过程采用的晶种粒径为85μm，晶种添加量为吸收液质量的0.2wt％，结晶装置15内的吸收液浓度达到60wt％后排入固液分离装置16，固液分离后得到湿固料和液体，其中，湿固料进入干燥装置17，液体返回氧化装置12，湿固料的含水率为5wt％，湿固料干燥后的含水率为0.9wt％，干燥后得到纯度为99.3％的硫酸铵晶体。
对外排的烟气进行取样检测，计算烟气的脱硫率为97.3％。
申请人声明，以上所述仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，所属技术领域的技术人员应该明了，任何属于本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。
1.一种副产物回收的单塔多循环系统装置，其特征在于，所述的单塔多循环系统装置包括沿烟气流向依次连接脱硫单元和除尘单元，所述的脱硫单元底部连接副产物回收单元；
所述的脱硫单元包括脱硫装置，所述的脱硫装置内部沿烟气流向分为相互连通塔底喷淋段、循环喷淋段和工艺水洗段，所述的循环喷淋段沿脱硫装置的高度方向包括至少两级循环喷淋区。
2.根据权利要求1所述的单塔多循环系统装置，其特征在于，沿烟气流向，所述的塔底喷淋段包括位于脱硫装置壳体底部的喷淋池，以及位于喷淋池上方的至少一层塔底喷淋层；
优选地，所述的喷淋池与塔底喷淋层之间通过外置的塔底管路连接，喷淋池内储存的吸收液经塔底管路返回塔底喷淋层，对烟气进行循环喷淋；
优选地，所述的塔底喷淋层包括塔底喷淋主管以及设置于塔底喷淋主管上的至少一个塔底喷嘴，所述的塔底喷嘴的喷射方向与烟气流向相反；
优选地，所述的循环喷淋段沿脱硫装置的高度方向包括两级循环喷淋区；
优选地，所述的循环喷淋区内沿烟气流向依次设置有集液装置和至少一层循环喷淋层，所述的循环喷淋层位于集液装置上方；
优选地，所述的集液装置和循环喷淋层之间通过外置的循环管路连接，集液装置收集的喷淋液经循环管路返回循环喷淋层，对烟气进行循环喷淋；
优选地，所述的循环管路上设置有吸收液储罐；
优选地，所述的吸收液储罐内储存有吸收液；
优选地，所述的吸收液为氨水溶液；
优选地，所述的循环喷淋层包括循环喷淋主管以及设置于循环喷淋主管上的至少一个循环喷嘴，所述的循环喷嘴的喷射方向与烟气流向相同；
优选地，所述的工艺水洗段包括填料层，所述的填料层的上方和下方均设置有水洗层，所述的水洗层外接工艺水箱。
3.根据权利要求1或2所述的单塔多循环系统装置，其特征在于，所述的脱硫装置底部外接吸收液进液管，吸收液经吸收液进液管通入喷淋池；
优选地，所述的脱硫单元还包括与脱硫装置连接的除尘装置，烟气经除尘装置进入脱硫装置；
优选地，所述的除尘装置为布袋除尘器。
4.根据权利要求1-3任一项所述的单塔多循环系统装置，其特征在于，所述的除尘单元包括湿电除尘器，所述的湿电除尘器的出口连接烟囱。
5.根据权利要求1-4任一项所述的单塔多循环系统装置，其特征在于，所述的副产物回收单元包括与脱硫装置塔底依次连接的氧化装置、硫酸铵储罐、换热装置、结晶装置、分离装置和干燥装置；
优选地，所述的氧化装置外接臭氧发生器，所述的氧化装置的出口接入所述的吸收液进液管；
优选地，所述的氧化装置分别独立连接所述的吸收液储罐，吸收液储罐内储存的吸收液进入氧化装置，在氧化装置内与空气接触氧化。
6.一种副产物回收的单塔多循环脱硫方法，其特征在于，采用权利要求1-5任一项所述的单塔多循环脱硫系统装置对烟气进行脱硫，所述的单塔多循环脱硫方法包括：
烟气进入脱硫装置后，依次穿过塔底喷淋段、循环喷淋段和工艺水洗段后进入除尘单元，经除尘后排空，烟气在循环喷淋段内经多级循环喷淋。
7.根据权利要求6所述的单塔多循环脱硫方法，其特征在于，所述的单塔多循环脱硫方法包括：
(ⅰ)除尘后的烟气通入脱硫装置，在塔底喷淋段内与吸收液氨水逆流接触，塔底喷淋池内的吸收液经塔底管路返回塔底喷淋层，对烟气进行循环喷淋，塔底喷淋池内的废吸收液排入氧化装置进行氧化处理；
(ⅱ)烟气继续向上流动依次穿过两级循环喷淋区，在每一级循环喷淋区内，集液装置将收集的吸收液通入吸收液储罐，吸收液储罐将吸收液再次通入循环喷淋层，对烟气进行循环喷淋，喷淋后的废吸收液由吸收剂储罐排入氧化装置，进行氧化处理；
(ⅲ)烟气穿过循环喷淋区后进入工艺水洗段，与工艺水接触水洗，随后烟气进入湿电除尘器，经湿电除尘后外排；
(ⅳ)向氧化装置通入臭氧，对氧化装置内收集的吸收液进行氧化，氧化后的吸收液依次经加热、结晶、分离和干燥后得到硫酸铵晶体。
8.根据权利要求7所述的单塔多循环脱硫方法，其特征在于，步骤(ⅰ)中，除尘后的烟气温度为150～160℃；
优选地，所述的塔底喷淋段内循环喷淋的吸收液的浓度为15～20wt％；
优选地，所述的塔底喷淋段内循环喷淋的吸收液的ph值为4～5；
优选地，塔底喷淋段内，烟气与吸收液的液气比为3～5l/nm3；
优选地，烟气穿过塔底喷淋段后的温度为50～60℃。
优选地，当塔底喷淋池内收集的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将塔底喷淋池内的吸收液排入氧化装置。
9.根据权利要求7或8所述的单塔多循环脱硫方法，其特征在于，步骤(ⅱ)中，第一级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为10～15wt％；
优选地，第一级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的ph值为5～6；
优选地，第一级循环喷淋区内，烟气与吸收液的液气比为6～8l/nm3；
优选地，第二级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的浓度为3～10wt％；
优选地，第二级循环喷淋区内循环喷淋的吸收液的ph值为6～7；
优选地，第二级循环喷淋区内，烟气与吸收液的液气比为9～11l/nm3；
优选地，当吸收剂储罐内储存的吸收液中的亚硫酸铵的含量达到13wt％以上时，将吸收剂储罐内的吸收液排入氧化装置。
10.根据权利要求7-9任一项所述的单塔多循环脱硫方法，其特征在于，步骤(ⅳ)中，氧化后的吸收液加热至60～80℃；
优选地，所述的结晶过程采用的晶种粒径为65～85μm；
优选地，晶种添加量为吸收液质量的0.1～0.2wt％；
优选地，结晶装置内的吸收液浓度达到50～60wt％后排入固液分离装置；
优选地，固液分离后得到湿固料和液体，其中，湿固料进入干燥装置，液体返回氧化装置；
优选地，所述的湿固料的含水率为3～5wt％；
优选地，所述的湿固料干燥后的含水率≤1wt％。
技术总结