来源：北极星大气网 

01工艺简介

氨法脱硫是一个典型的气液两相过程。

1气体吸收原理[1]

气体吸收是：溶质从气相传递到液相的相际将传质过程。较常用吸收机理的理论模型为双模理论模型。双模理论模型它是把吸收过程简化为通过气液两层层流膜的分子扩散，通过此两层膜的分子扩散阻力就是吸收过程的总阻力。

对于氨法脱硫工艺而言，当混合气体（烟气）中吸收质（SOx）与液相吸收剂（氨水）接触时，部分吸收质向吸收剂进行质量传递（吸收过程），同时也发生液相中吸收质组分向气相逸出的质量传递过程（解吸过程）。在一定的温度和压力下，吸收过程的传质速率，等于吸解过程的传质速率时，气液两相就达到了动态平衡。

氨水吸收SO2的化学发应速度十分迅速，SO2在水溶液或碱溶液内的吸收机理。可假设为四个反应：

SO2（气）==SO2（溶液） （1）

SO2（溶液）＋H2O==HSO3-＋ H+（2）

H++ OH-（吸收液中） → H2O （3）

HSO2-＋ OH+=SO32-+H2O （4）

以上四个过程，反应慢的公式（2），即SO2的水化反应。当吸收液PH值中等或较高时，SO2易溶于吸收液，SO2传质的液膜阻力较低，易于吸收SO2；当吸收液PH值低时，液膜阻力较大，不利于对SO2的吸收。

[1]摘选自化学工业出版社2006.11蒋文举主编《烟气脱硫脱硝技术手册》第四章烟气脱硫脱硝技术基础第三节吸收法净化理论

2氨法脱硫技术反应机理

氨法脱硫反应机理是以NH4HSO3/(NH4)2SO3为基础来吸收烟气中的SO2，氨的性质决定氨极易溶于水，这是因为由水分子和氨分子通过氢键互相结合，形成氨的水化和物的缘故。氨在水中的溶解度大于其它气体，在0℃时，1体积水能吸收1200体积的氨，在20℃时约吸收700体积的氨。

含SO2的烟气与NH4HSO3/(NH4)2SO3混合液气液接触发生如下反应：

NH3+H2O+SO2→(NH4)2SO3(1)

(NH4)2SO3+ SO2+ H2O→NH4HSO3(2)

NH4HSO3+ NH3→(NH4)2SO3(3)

由以上反应式可以看出，实际上对SO2起吸收作用的是(NH4)2SO3。（(NH4)2SO3对SO2有良好的吸收能力），吸收液中(NH4)2SO3与烟气中的SO2反应后生成NH4HSO3利用液位差回流到循环槽，在循环槽加氨小室补NH3后，将对SO2没有吸收能力的NH4HSO3再生为对SO2有良好吸收能力的(NH4)2SO3，经一级循环泵加压输送至脱硫塔吸收段吸收SO2，维持吸收剂对SO2的吸收能力的可持续性。此外，氨法脱硫工艺相对于钙法脱硫而言，还有一大优势。就是能脱除烟气中的一部分SO3。SO3是烟气露点温度的主要影响因素，部分SO3的脱除使得烟气露点温度有所降低，减轻了净化后含湿烟气的低温腐蚀。

氧化反应原理：

循环槽的溶液中主要是吸收SO2的产物(NH4)2SO3/NH4HSO3，而(NH4)2SO3/NH4HSO3的稳定性极差，所以在循环槽鼓入氧化空气将其强制氧化为稳定性，较好的(NH4)2SO4，其反应方程式为：

(NH4)2SO3+O2→(NH4)2SO4

经氧化空气氧化后的吸收液，通过循环槽底部一级泵循环加压输送至脱硫塔吸收段末端的辅助吸收层，参与辅助吸收反应后的吸收液，经辅助吸收段底部集液器，收集回流至循环槽顶部。反应后的吸收液与加氨槽吸收液进行部分置换，尽可能的维持，吸收液中亚硫酸铵的氧化、亚硫酸氢铵补氨再生，确保吸收液液相平衡和工艺的稳定。同时在辅助吸收循环流程中分流一只管线——稀硫铵附线，由程控控制依据烟气流量、入塔烟气温度等条件，酌情将循环槽强制氧化生成的硫酸铵溶液，导入脱硫塔浓缩段进行消耗循环槽吸收液。以此消耗循环槽料液，控制循环槽料液密度维持在1.0~1.16g/mL区间，为氧化和吸收效率创造良好的条件。导入脱硫塔浓缩段的硫酸铵溶液，经二级循环泵循环，与脱硫塔浓缩段高温烟气充分接触，利用高温烟气的汽化热蒸发浓缩硫酸铵溶液，最终得到固液比为10%~30%左右的硫铵浆液，浆液经旋流器浓缩、离心分离、干燥、包装等工序，得到硫铵产品。硫铵产品可作为复合肥原料或作为化肥直接使用与农业、生物发酵等。

02工艺流程阐述

1超声波式工艺烟气流程：

来自锅炉燃烧后的烟气→除尘器除尘→锅炉引风机→烟道导流经脱硫塔烟气挡板门→在锅炉除尘引风机的作用下，通过脱硫塔入口烟道进入脱硫塔浓缩段→与二级泵循环喷淋层逆向接触，继而达到利用原高温烟气的汽化热蒸发浓缩段硫酸铵浆液，同时进行烟气预降温，降温后的烟气继续上行→稀硫铵附线喷淋层→降温后的烟气穿过第一层汽帽，导流均匀分布于脱硫塔横截面→低温烟气经与第一层A泵、第二层B泵喷淋层吸收液逆向接触，发生吸收反应。→参与吸收反应后的烟气，穿过第二层汽帽，继而上行分布于辅助吸收层脱硫塔横截面即：第三层E泵喷淋段，参与辅助吸收反应。反应后的烟气穿过第一层折流板间隔为25mm的屋脊式除雾器→烟气上行至第二层折流板间隔为20mm的屋脊式除雾器→烟气上行穿过第三层汽帽，导流均匀分布进入除雾填料层。烟气穿过填料层，继续上行经三级水洗喷淋层洗涤。→洗涤后的烟气，穿过第三层折流板间隔为25mm的屋脊式除雾器。→ 烟气进入第四层折流板间隔为20mm屋脊式除雾器。→经第一层超声波发生器凝并→烟气进入第五层折流板间隔为20mm屋脊式除雾器除雾→经第二层超声波发生器凝并→净化后烟气经脱硫塔顶部烟道，导入烟气排口采样分析仪检测分析进入总排口烟囱→ 经总排口检测分析烟气数据上传至环保网，净烟气经总排口烟囱排入大气。

2湿电式工艺烟气流程：

来自锅炉燃烧后的烟气→除尘器除尘→锅炉引风机→烟道导流经脱硫塔烟气挡板门→在锅炉除尘引风机的作用下，通过脱硫塔入口烟道进入脱硫塔浓缩段→与二级泵循环喷淋层逆向接触，继而达到利用原高温烟气的热量蒸发浓缩段硫酸铵浆液，同时进行烟气预降温，降温后的烟气继续上行→稀硫铵附线喷淋层→降温后的烟气穿过第一层汽帽，导流均匀分布于脱硫塔横截面→低温烟气经与第一层A泵、第二层B泵喷淋层吸收液逆向接触，发生吸收反应。→参与吸收反应后的烟气，穿过第二层汽帽，继而上行分布于辅助吸收层脱硫塔横截面即：第三层E泵喷淋段，参与辅助吸收反应。反应后的烟气穿过第一层折流板间隔为25mm的屋脊式除雾器→烟气上行至第二层折流板间隔为20mm的屋脊式除雾器→烟气上行穿过第三层汽帽，导流均匀分布进入除雾填料层。烟气穿过填料层，继续上行经三级水洗喷淋层洗涤。→洗涤后的烟气，穿过第三层折流板间隔为25mm的屋脊式除雾器。→ 烟气上行至湿电除雾段丝网填料层（阳极）→湿电除尘一级盲刺线（阴极）→湿电除尘二级盲刺线（阴极）→湿电除雾段丝网填料层（阳极）→洁净烟气经脱硫塔顶部烟道导入烟气排口采样分析仪检测分析进入总排口烟囱→ 经总排口检测分析烟气数据上传至环保网，净烟气经总排口烟囱排入大气。

吸收循环流程：

1.浓缩循环：

储存与脱硫塔浓缩段底部的硫酸铵溶液，在二级泵的作用下被加压输送至浓缩段上部喷淋层，经上部喷淋系统将硫酸铵溶液均匀喷淋分布与脱硫塔浓缩段横截面，形成降温洗涤区域。原145℃高温干燥烟气，由脱硫塔浓缩段中部的入口烟道经扩散降速后，进入脱硫塔浓缩段并向上流动。烟气与下行的硫酸铵溶液逆向混合接触。烟气穿过喷淋降温区继续上行，浓缩液下行汇集于脱硫塔浓缩段底部。在这个混合接触过程中，由于高温烟气的热量向（相对）低温硫铵溶液进行热量交换传递过程，使得硫酸铵溶液加热升温，同时干燥的烟气带走硫铵溶液中部分水份，加快了硫铵溶液水份流失过程。随着硫铵溶液在二级循环泵的作用下，周而复始的循环。来自锅炉高温烟气不断的进入脱硫塔与浓缩段硫铵溶液接触，硫铵溶液中的水份逐步减少，既而达到浓缩目的。被洗涤降温后的低温烟气上行穿过气帽层，在气帽的作用下被均匀分布于脱硫吸收段横截面。脱硫塔浓缩段底部的硫酸浆液，被来自于氧化风机加压输送的氧化空气，经管路导入循环槽底部，完成循环槽料液的一次氧化后，由循环槽顶部经过二级氧化风管进入脱硫塔浓缩段底部，经氧化风分布系统将氧化风分布于浓缩段。对浓缩液进行强制氧化和扰动，在氧化风的强制氧化和扰动环境下，达到饱和状态硫酸铵过饱和溶液，在浓度差的推动下，经氧化风的强制氧化与扰动逐步形成晶核，晶核在饱和溶液状态下层层覆盖成长，产生宏观晶粒直至晶体长大，形成一定量固液比的硫酸铵晶体混合浆液。浓缩段的液位平衡主要以稀硫铵附线为主进行维持。由于浓缩段硫铵溶液要经过蒸发浓缩环节，逐步达到硫酸铵浆液饱和及硫酸铵晶体生成过程，在循环过程中相对饱和的硫铵浆液极易造成塔壁、气帽层、烟道入口处积料。为了避免积料影响系统稳定运行。所以要设定塔壁、烟道两侧、烟道底部冲洗水。其控制原则根据工况投入，冲洗水量及阀开间隔时间，以系统不积料为原则。

2.一级吸收：

储存于加氨桶里的吸收液，在一级循环泵的作用下被加压输送至脱硫塔吸收段上部，经上部喷淋系统将吸收液均匀喷淋分布于脱硫塔横截面，形成洗涤区域。下行的吸收液与上行的低温烟气以一定撞击速度逆向接触。烟气与吸收液接触混合发生吸收反应，反应后吸收液继而下行汇聚于吸收段底部的积液器。在积液器底部预留有吸收液回流口，吸收液回流过程是利用高落差形成回流。吸收液经回流口流入回流管，经回流管导流，流入循环槽中部加氨桶，在加氨桶中部进行补充液氨。补充液氨流量值，是根据工艺需求由液氨调节阀控制调节开度，进行按需补入的。参与补氨后吸收液，继续在循环泵的作用下被加压输送参与吸收反应。参与吸收反应后的吸收液经集液器收集、回流管回流、加氨槽补氨、循环泵加压输送、进行闭式循环完成吸收过程。此段工艺中，吸收液的性质为亚硫酸铵/亚硫酸氢铵。亚硫酸氢铵补氨再生为亚硫酸铵过程，吸收液PH值范围在6.3~6.8区间。由于吸收反应主要以亚硫酸铵为主。为了维持较高的吸收效率，吸收液中亚硫酸铵需维持在一定的区间值，故加氨桶内的吸收液不参与氧化反应。所以，加氨槽吸收循环液补氨后具有相对有限的易分解、易挥发等不稳定因素。

3.辅助吸收：

辅助吸收循环过程与一级吸收大体相似，不同之处在于吸收液来自于循环槽底部。循环槽底部的吸收液是参与氧化后，未侧重进行补氨工艺的吸收液。我把它称为辅助吸收液。其吸收液性质，以稳定的硫酸铵溶液和相对较低的PH值为特点。溶液的PH值区间范围维持在3.7~4.2之间，密度维持在1.0~1.16g/mL区间范围。在循环泵的作用下辅助吸收液被加压输送至辅助吸收段上部，经喷淋系统均匀分布于脱硫塔辅助吸收段横截面，形成辅助吸收区域。下行的辅助吸收液与上行的烟气，以一定撞击速度逆向接触。烟气与吸收液混合接触后，吸收剂将烟气中残留部分二氧化硫吸收。同时利用相对较低PH值的吸收液捕捉逃逸的氨、亚硫酸铵、亚硫酸氢铵等。吸收反应后的吸收液继而下行，汇聚于辅助吸收段底部集液器。在辅助吸收段集液器底部预留有吸收液回流口，辅助吸收液经回流口流入回流管，经回流管导流流入循环槽上部。回流液经循环槽侧面入口流入循环槽。与加氨槽参与第一层吸收反应后的吸收液进行部分置换，实现加氨桶中第一层吸收液与辅助吸收层之间的液相平衡。同时实现辅助吸收层吸收液的PH值的维持与控制。为建立良好的氧化反应创造有利的条件。维持辅助吸收反应，所需相对较低的PH值，在较低的PH值环境下捕捉第一层未完全参与吸收反应而逃逸的氨和亚硫酸铵/亚硫酸氢铵。所以辅助吸收液，不只是参与吸收未完全反应的SO2，它在一定程度上起到控制氨逃逸、亚硫酸铵/亚硫酸氢铵，缓解三级水洗段水质污染的作用。

4.三级水洗循环：

三级水洗循环与一级吸收循环、辅助吸收循环过程大体相似。不同之处，利用氨易溶于水的特性进行烟气洗涤的工艺。它主要是对参与一级吸收、辅助吸收后的烟气，以一定的液气比进行洗涤净化。减少或去除参与脱硫反应后烟气中，夹带的亚硫酸铵/亚硫酸氢铵、残余烟尘及附着在烟尘表面的游离氨或气溶胶等成份。其流程为： 经辅助吸收反应后的烟气经过第一层除雾器，除去液沫液滴的烟气穿过气帽进入水洗段填料层。烟气上行继而穿过填料层，在填料层的作用下进一步除去烟气中夹带的液沫液滴。来自循环水槽内的工艺水经循环水泵加压输送至脱硫塔上部处水洗段。烟气洗涤循环水经水洗段上部喷淋系统，将烟气洗涤水均匀喷淋分布于脱硫塔水洗段横截面，形成洗涤区域。由上而下的循环洗涤水与上行的烟气以一定撞击速度逆向接触。烟气与洗涤水混合接触从而将烟气中夹带亚硫酸铵/亚硫酸氢铵、气溶胶、烟气中残留的部分烟尘等成份进行洗涤捕捉，循环洗涤水继而下行对填料层进行洗涤，洗涤后的循环水继续下行汇聚于脱硫塔水洗段底部的积液器。在积液器底部预留有循环水回流口。循环水经回流口，流入回流管，经回流管导流流入循环水槽。此段循环水为独立循环。利用三级循环水洗涤参与吸收反应的烟气，实现控制氨逃逸，解决氨法脱硫气溶胶等问题，避免二次污染环境，进一步优化工艺。这里要关注三级循环水的水质变化，严格控制水质，并定时进行置换。以确保水洗效果的最佳状态！捕捉洗涤烟气的三级循环水，做为系统程控冲洗所需的冲洗水被消耗，循环水槽的补充水则来自界外的工艺水进行补充，以此维持三级循环水槽的水质、液位平衡。

氧化风流程：省略

03目录概要

操作经验分享主要从这六个方面，这六个方面涵盖了整个工艺操作的重要部分，是我经过5年多时间，不断地学习总结得出！希望大家能够学透彻，并能够灵活运用与实际操作中。避免大家在工艺操作过程中出现失误、无谓增加同事们的劳动强度！争取设备故障率降到最低，最大限度的降低维护成本！为工艺在低投入高效率环境下稳定下运行，争取收益最大化！

04脱硫塔排口SO2小时值运算控制逻辑

我们操作的主要目的，就是将来自锅炉烟气中SO2脱除，并且达标排放！一般情况下，锅炉负荷稳定时，烟气排放参数不会出现大幅波动，因此是稳定可控的。在锅炉运行工况发生波动或因操作原因导致SO2、NOx出现波动甚至出现不可预控时，我们除了采取正常合理的措施补救外，还要对当前排放量进行预算预控。对剩余时间段参数控制范围进行计算评估，以此来确立当前时段参数异常超标后，采取补救措施的程度（力度），最终尽可能的使排口参数控制在达标范围内，避免环境事故的发生。

1.排口数据值计算逻辑

大家要知道（SO2、NOx、烟尘）都是以1小时（60min）为节点。排放瞬时值以每分钟NOx＜100 mg/Nm3、SO2＜50mg/Nm3、烟尘＜20 mg/Nm3进行控制，并伴随时间往后推移逐步累计，最终计入小时平均值，达到国家环保排放要求！这里便于准确的计算出的数值，我总结出了它的计算逻辑关系：

1）.环保控制小时总量 =排放物小时均值 × 60min

2）.当前时段排放总量 =当前时间节点 × 当前时段平均值

3）. 剩余时间节点控制总量 =环保控制小时总量 -当前时段排放总量

4）.剩余时间节点控制均值 = 剩余时间节点控制总量 ÷ 剩余时间节点

2.逻辑关系举例预算

通过上面的逻辑关系，我们可以根据排放物控制标准、节点时间，计算出小时排放总量和某一时间段的排放累积量、当前小时平均值、根据当前小时均值计算该时段排放总量。依据当前排放总量来计算该时段时间节点剩余时间内排放物控制量，最终确定在该时段剩余时间内排放瞬势值控制范围。最终使得烟气参数在可控、可预测的情况下平稳达标排放。

例如：某热电厂脱硫塔13:47:00分排口SO2瞬时值为50.1.6mg/Nm3、小时均值为48.6mg/Nm3,这个时段为例，带入逻辑关系公式。我们可以计算出当前时段SO2排放总量、剩余时间节点SO2控制总量、剩余时间节点SO2控制均值。为剩余时间节点SO2瞬时值控制作参考依据。计算如下：

1）环保控制小时总量 =排放物小时均值 × 60min

环保控制小时总量 =50× 60 =3000 mg/Nm3即；环保控制排放总量3000 mg/Nm3，但是我们达标值一定要小于3000 mg/Nm3这个值，这里为确保数据预算的有效性，一定要注意这一点，否则预算结果会导致最终实际值超标，引发环保事故！为此这里把环保控制小时总量定为2950mg/Nm3

2）当前时段排放总量 =当前时间节点 × 当前时段平均值

当前时段排放总量 =47× 48.6 =2284.2 mg/Nm3即：当前时段SO2排放总量为2284.2 mg/Nm3

3）.剩余时间节点控制总量 =环保控制小时总量 -当前时段排放总量

剩余时间节点控制总量 =2950-2284.2=665.8mg/Nm3

4）剩余时间节点控制均值 = 剩余时间节点控制总量 ÷ 剩余时间节点

剩余时间节点控制均值 =665.8÷ （60 – 47）=51.22mg/Nm3在剩余时间节点内脱硫塔出口SO2顺势均值只要小于51.22 mg/Nm3，这个时段脱硫塔出口SO2可达标排放。

有两种情况数据已超标；

1.当前时段时间节点排放物总量大于环保要求控制小时总量值。

2.实际剩余时间节点控制值大于预算剩余时间节点均值。

3.时间节点划分与数据预控

一小时有60分钟，我们把它分为0~20分钟时段、20~40分钟时段、40~60分钟时段，其中当前时段前20分钟为基础时段，当前时段40分钟为黄金节点时段！40~60分钟时段为末尾时段。把控好前面两个时间段节点，将排放物的瞬势值控制在适当范围内。如果基础时段数据在排放临界或中段，那么一定要在后40分钟控制好参数。尽力把它压到最低排放值，并且坚决不允许出现超临界或超标情况，否则会给后面时间节点的参数控制，带来被动局面！40分钟黄金节点；如果前20分钟基础节点，排放数值控制较好，那么在40分钟黄金节点这个时间段，我们控制参数就比较容易控制。当时间节点进入末尾时段20分钟时，我们要养成黄金节点过后的末尾时段20分钟数据的关注和预算习惯，这样有利于目标值的预控。使得我们的数据始终在可掌控的情况下进行。

这个逻辑关系对NOX、烟尘等污染物同样适用。这里就不在做运算举例了！

05 吸收液 PH值的控制及影响因素

1.系统加氨量的预算

理论液氨流量Q=烟气流量×（入口SO2-出口SO2设定值）×0.53125/1000000；

常数：0.53125是理论氨硫比34/64=0.53125；

1000000:毫克单位换成公斤 即：1000毫克=1克 1000克=1公斤

这里的理论加氨量要高于实际加氨量，因为要考虑氨逃逸、烟尘夹带的部分氨，所以氨的利用率不可能是100%，另外液氨纯度是99.6% 这些因素都要考虑到。烟气流量采集与数据分析，受到气体流动层扰动，我们所得到的烟气流量值，是存在一定的误差的！综上所述，理论加氨量高于实际值是可以理解的！烟气流量(Nm3/h)：取出口烟气流量，DCS对烟气流量进行数据处理，减少非正常流速对液氨流量计算造成的影响。

2.上层PH 值与下层PH值之间的关系

在系统中根据排口SO2数值确定吸收液上层PH数值是否满足工艺需求。当排口SO2在可控范围内逐步稳定液氨流量，确立上层PH值取值范围，后续修正调整主要根据锅炉负荷、入口SO2含量、入塔烟气压力、排口SO2数值趋势变化的缓急，结合上下层PH值变化趋势规律微调加氨量，使得PH值保持在一定范围内。促使排口SO2数值稳定可控。

根据上面的逻辑我们假设以下几种运行状态变化而采取的应对措施：

1).锅炉负荷稳定、入塔烟气量稳定，脱硫塔入口SO2趋于稳定的情况下，出口SO2数值稳定在可控范围内时，主要关注第一层A口PH变化。确保第一层A口PH值稳定和系统加氨量的稳定。

2).当第一层A口PH值出现下降趋势，应及时查看入口SO2变化或系统加氨量是否发生变化，确认原因后当即作出适当微调。

3).当第一层A口PH值出现上升趋势时，说明脱硫塔入口SO2出现下降或系统液氨压力上升，导致入塔液氨流量增加。应当做出适当递减，注意调整调节阀幅度在5%以内或根据实际工况做出适当调整。

4).当第二层E口PH值趋势出现上升时说明系统中有液氨富余的情况，如果不及时做出液氨调节阀递减，减少系统注入液氨流量，会逐渐使得排口SO2下降或出现下限排放甚至出现卡零现象，不利于系统经济运行，甚至会出现因液氨注入量过多,易发氨逃逸即烟气拖尾现象。

5).当第二层E口PH值趋势出现下降时，此时系统中注入的液氨量已处于消耗逐减的状态，系统加氨平衡逐步偏向缺氨状态。如不及时调整必然使得排口SO2出现瞬时超标现象的发生。一般出现这种现象主要有：锅炉负荷增加且负荷变化幅度较大，导致脱硫塔入口SO2增加，系统液氨注入量满足不了工艺需求，致使第一层A口PH值下降，操作人员未及时做出调整导致系统缺氨。因为系统中，第一层A口PH数值显示的是循环槽加氨桶吸收液，经过补氨后的PH值。脱硫吸收反应主要是来自加氨桶补氨后的吸收液。当第一层吸收液在吸收段与烟气中的SO2接触并发生吸收反应，反应后吸收液PH值发生变化，PH值逐步下降，已不具备吸收反应的持续性。此时参与吸收反应后的吸收液，经吸收段底部集液器回流孔回流至加氨桶，进行补氨提高吸收液PH值，维持吸收液的PH值满足吸收工艺要求，以便吸收液具备吸收反应的可持续性确保吸收效率。此时若不及时调整系统注入液氨量，会使加氨桶吸收液PH值持续下降，即使脱硫塔入口SO2未发生变化，也会导致排口SO2上涨。如果在加氨桶吸收液PH值出现下降的同时脱硫塔入口SO2上涨的情况下，排口SO2必然会上涨过快，甚至会出现瞬势值超标。因为在第一层吸收液PH值持续出现下降的情况下，吸收段吸收效率持续下降。使得进入辅助吸收段即第二层吸收区烟气中SO2含量相应增加，致使第二层吸收液在有限维持其PH值的情况下，因接触SO2的量增加，吸收液数值出现急剧下降。工艺运行中第二层吸收液（这里第二层吸收液是指循环槽底部的吸收液）PH值的维持，主要来自适量第一层参与一次吸收反应后的回流液，回流液经回流管回流至加氨桶，经平衡置换维持第二层吸收液的PH值。适量置换出加氨桶未参与补氨的吸收液，将吸收液中所含亚硫酸铵在循环槽进行氧化，促进亚硫酸铵的氧化反应确保氧化率。具体工艺原理，可以参考氨法脱硫吸收反应方程式和氧化反应方程式这里不做赘述！所以如果第一层A口PH值出现下降趋势，未及时修正补氨，必然会引发第二层E口PH值下降。同理如果第一层A口PH值趋势出现上涨如不及时调整必然会出现第二层E口PH值上涨。极易引发氨逃逸工艺事故，造成环境污染！当然PH值的维持与确定范围数值必须满足排口SO2可控和达标排放。除此之外还应确保PH仪电极分析设备的灵敏度和准确性以及液氨调节阀的精度。

3.液氨调节阀对系统的影响

在液氨供给系统中，液氨压力应满足工艺需求，液氨压力以保证在1100kpa~1400kpa范围之间。液氨调节阀的灵敏度和精度，是保障系统稳定运行和经济运行的重要的因素，不容忽视！一般脱硫项目在前期，提供给设计院锅炉的烟气参数、燃煤样本及煤质化验结果数据后，设计单位会根据所提供的锅炉运行烟气参数，煤质中所含硫系数来确定，所选用液氨调节阀流量的最大值。基本忽略锅炉最低负荷工况下或锅炉调整负荷、微调加煤量导致脱硫塔入口烟气量、SO2微量变化工况下，对应脱硫塔液氨流量的微量调整变化。所需要的液氨流量。那么这个最小流量的控制，就需要液氨调节阀的精度和灵敏度进行支持。针对实际调整过程中出现的这个问题，建议在前期项目设计时，直接向设计单位提出设计需求，建议液氨调节阀采用两路设计。即在正常调整时一路为大流量液氨调节阀控制称为主路调节，流量区间为800~100kg/h。另一路为小流量液氨调节阀控制,称为辅路调节,流量区间为50~10kg/h。通过设置主路大调满足负荷波动引起的脱硫塔入口SO2大幅波动。在负荷平稳的情况下，根据排口SO2的排放值、系统吸收液PH值趋势变化，利用辅路微调，进行精准补给液氨的注入量。这样以来，可以精确控制液氨的注入量，提高氨的利用率，稳定排口SO2数值。使系统最大限度的以低成本，经济运行。对控制氨逃逸也起到积极的作用。

在系统运行正常时，且排口SO2可控时，在做指标调整的过程中，阀门开度要缓慢调整，当净烟气SO2缓慢上涨或下降，未超过25mg/Nm3或者未低于10 mg/Nm3，需提前调整加氨量，调整加氨量时每次加减2.5%阀位，同时查看液氨流量计数值变化后观察1分钟，如果指标仍无变化可酌情适当加大阀位调整幅度。这里的液氨调节阀调整幅度要依据实际工况，酌情而定。

4. PH仪使用维护、保养：

循环槽在线PH检测计是以数字形式，向操作者实时提供系统吸收液PH数值，是操作者调整主要参考信息来源的依据。所以在工艺运行中对PH仪表的灵敏度和准确性要求比较严格，否则会导致调整出现偏差，增加工艺液氨耗量。严重时出现氨逃逸现象或出现排口SO2瞬时超标，不利于工艺控制运行稳定。为了确保系统吸收液的PH值准确性和灵敏度必须制定合理有效的冲洗制度。每班必须要冲洗PH计并且做冲洗记录，建议单次冲洗时间120S~180S/8h。

1). PH计的冲洗与定期维护:建议10～15天联系仪表维护人员彻底清洗，并用PH4.0和PH6.86或者PH9.18标准液进行一次比对标定。运行过程中每日做溶液分析时测量一次PH值与在线数据比对，如果偏差超过0.5判断PH分析罐有堵塞或PH计电极结垢现象，应第一时间联系仪表人员进行标定维护。如果标定维护后仍不能恢复正常，需安排在线PH计更换、并进行比对标定。如果停车时间超过4个小时，需将PH电极取出浸泡在饱和氯化钾溶液中，防止电极头因缺水结垢失效。再次开车时需标定后再安装。在系统停车，脱硫塔退出需要检修消缺时应将PH分析电极用氯化钾溶液进行浸泡保养，避免结垢损坏。

2). PH值DCS界面显示出现异常时，现场确认PH罐进料阀和和出料是否打开，PH采样进料、出料阀门是否开启正确。PH仪是否处于正常工作状态，并检查PH罐冲洗水水阀门是否关闭到位，以免出现测量偏差或测量滞后问题。确保PH采样分析时实上传至DCS界面的准确性和灵敏度。

06浓缩段冲洗水程控的设置

浓缩段特殊的料液密度与烟气温度形成最为复杂的环境，也是氨法脱硫工艺继循环槽之后问题出现最为频繁的工艺环节！它的运行状态关乎系统成本投入、产出、检维修费用、员工劳动强度等问题！也是影响系统运行周期的因素之一。所以我把它作为工艺分享的重点之一！旨在打造低成本、高效率运行，同时为员工创造轻松愉悦的工作和生产环境！

1.稀硫铵附线的设定：

稀硫铵附线40S/15min。稀硫铵附线的控制，可根据锅炉负荷、烟气量、入塔烟温、脱硫塔浓缩段液位变化趋势、密度、循环槽密度等条件酌情灵活调整。但要注意，浓缩段密度接近饱和状态时，稀硫铵附线程控应及时跟进。严禁解列稀硫铵附线程控强行降浓缩段液位，进行熬料！这样做只会增加二级泵过滤器堵塞的概率！当二级泵堵塞后，循环泵的流量和喷淋层压力会下降！即；液气比下降、压力下降。二级泵喷头喷淋覆盖区域会缩小，脱硫塔浓缩段液气比下降，浓缩液与高温烟气热交换效率下降，料液蒸发速度下降！熬料速度缓慢。随即浓缩段超温，高温烟气进入脱硫塔吸收段，吸收段吸收效率下降。由于吸收区域的环境温度上升，引发亚硫酸铵、亚硫酸氢铵等分解产生游离氨、气溶胶等。增加了三级水洗段的负担。加快恶化水洗槽的水质导致水洗效果下降，致使烟气拖尾现象的发生。同时二级泵过滤器堵塞。二级泵在气蚀状态下运行，对二级泵泵腔及叶轮损害极大！其次，浓缩段烟气温度频繁大幅波动，频繁波动的温差导致热力效应处于间歇性交变状态中，热应力交变期内易导致玻璃鳞片涂层龟裂、开裂、剥落等物理腐蚀失效，诱发浓缩段塔壁玻璃鳞片防腐层失效。腐蚀介质穿透开裂的鳞片缝隙，对塔壁碳钢板进行腐蚀！

稀硫铵附线的作用：

1). 浓缩段二级泵循环硫铵浆液与高温烟气充分接触利用原高温烟气的汽化热蒸发浓缩硫酸铵浆液，在蒸发的过程中浓缩段液位会持续下降，通过稀硫铵附线补充浓缩段液位维持液位平衡。

2). 消耗循环槽的硫酸铵溶液可以控制循环槽的密度。维持循环槽液相平衡，创造良好的吸收、氧化环境。

3). 在二级泵出现异常时导致浓缩段超温时，可以开启稀硫铵附线进行降温。

4). 因浓缩段硫铵溶液在多数情况下处于饱和状态。这种饱和浆液与高温烟气接触时，部分硫铵浆液会被上行的烟气夹带，粘附在二级泵喷淋层构件、塔壁、稀硫铵附线喷淋层构件、气帽，造成浓缩段上部积料。稀硫铵附线程控开启时，喷头向下分布的会対塔壁进行冲洗；喷嘴向上分布的，会对气帽进行冲洗。因为循环槽溶液密度相对浓缩段料液密度要低些，在一定程度上可以起到冲洗作用。

塔壁、气帽积料

稀硫铵附线开启时间，除考虑以上因素外，还要考虑循环槽密度、浓缩段密度等。可设置90S/15min，具体可更具实际运行工况来灵活调整。目的是维持浓缩段液位处于保持或微降状态，以便保证当班硫酸铵产量任务的完成。

2.塔壁冲洗水的设定

塔壁冲洗水程控设置一般是20S～30S/45min。塔壁冲洗水与稀硫铵附线设置逻辑应考虑两者交替运行。做到相对补水少，冲洗效果和熬料速度均不受影响！当浓缩段熬料期间密度＜1.24g/mL为加快熬料速度可暂时解除塔壁冲洗水程控。如果密度＞1.24g/mL时，必须将塔壁冲洗水投入连锁，严禁解列!出料时，将塔壁冲洗水调整至20S/45min。也可根据脱硫塔入口烟温、烟气量，确定浓缩段蒸发量，来确定程控运行间隔时间和阀开冲洗时间。塔壁冲洗水量因考虑浓缩段密度和固液比。保证浓缩段液位合理的下降，确保合理的浓度差推动硫铵晶体生长。

塔壁积料

塔壁积料

3.烟道底部、烟道两侧冲洗水的设定

由于脱硫塔入口烟道冲洗的水与塔壁冲洗水、稀硫铵附线冲洗不在一个冲洗面。特殊的设备布局下，它们之间无法相互替代！脱硫塔入口烟道烟气流场环境非复杂。即；冷热干湿交替，烟气流层流扰动絮乱，导致烟气流场不均匀，其次浓缩段料液中硫酸铵溶液，被絮乱的烟气层流夹带回流至脱硫塔入口烟道处，与相对干燥高温的烟气接触后，达到绝对饱和状态。这种硫酸铵饱和溶液，在入塔烟气温度高达150℃，烟气几乎处于干燥的环境下，极易析出硫铵晶体。烟气中的烟尘也会与硫铵晶体混合。并粘附在烟道底板、侧墙板等处！如果间隔周期太长或冲洗水量太小，会导致入塔烟道处积料蓄积。积料蓄积干燥后很难清除！严重时堵塞烟道冲洗水喷头。积料蓄积体积越大，脱硫塔入口烟道烟气絮流扰动越严重！导致烟气分布不均匀！加剧积料，进一步恶化烟气流通环境！大量积料块长时间粘附烟道两侧衬板时，衬板附着于烟道墙板的负担加重，导致衬板开裂或脱落。衬板开裂或脱落后该处防腐层即遭到破坏，使得硫铵溶液直接与烟道墙板、塔体碳钢材质接触，腐蚀烟道墙板、塔壁。大料块脱落时，砸断浓缩段氧化风管，浓缩段因氧化风管断裂，硫酸铵料液扰动性下降，浓缩段底部大量积料。同时还会影响浓缩段氧化效果和硫酸铵结晶。停塔后，清理烟道、浓缩段底部积料无谓增加员工的劳动强度！硫酸铵与烟尘混合干结后非常坚硬，不易清除。在清除时使用工器具，可能会破坏烟道、塔底防腐层。当防腐层被破坏，在后期运行时，导致烟道墙板、底板、脱硫塔浓缩段底板腐蚀破损，引发烟道泄露介质。致使维修费用增加、缩短设备运行周期。现场环境加速恶化！烟道底部冲洗水20S/45min、烟道两冲洗水20S/45min,严禁解列或私自更改程控冲洗间隔时间和阀开冲洗时间！

烟道两侧积料

脱硫塔入口烟道积料

4.二级氧化风管冲洗水

每班至少冲洗1次二级氧化风管，单次冲洗时间不得低于200S。如果氧化风压力波动大于10kPa，二次氧化风管可适当提高冲洗时间及频次（二次氧化风管压力波动大于10Kpa存在浓缩段氧化风管分布器堵塞的分险！）。氧化风管冲洗应在脱硫塔浓缩段出完料，化料时优先考虑利用二级氧化风管冲洗水彻底冲洗二级氧化风管确保氧化风管畅通，为系统平稳运行打好基础。氧化风在脱硫塔浓缩段不只是氧化作用，它还起到扰动作用，避免硫酸铵晶体沉积在浓缩段底部，造成不必要的停车。同时氧化风的扰动可以促进硫酸铵晶体的成长。

5.浓缩段液位计、溢流管的冲洗：

在浓缩段出完料时对浓缩段溢流管进行冲洗单次冲洗时间为40S～60S。

接班后或者浓缩段出完料化料时必须对浓缩段液位计进行冲洗。建议单次冲洗时间为40S～120S。另外浓缩液洗后仍存在偏差则联系仪表人员进行校验。

运行工况发生改变时各冲洗水的调整

因锅炉负荷波动需要修改稀硫铵附线、烟道冲洗水、塔壁冲洗水程控时间时，主要依据脱硫塔浓缩段的液位变化趋势。当负荷上升烟气量增加，脱硫塔入口烟温升高，使得蒸发速度相对加快。此时将稀硫铵附线阀开时间适当延长，阀开周期适当缩短确保化料彻底。（化料时因为要控制浓缩段密度保持在1.24g/mL以下）低密度运行1～2h。熬料期间应使浓缩段液位保持微降趋势。一般情况下烟道底部、烟道两侧、不做更改，除非负荷大幅波动且长时间维持低负荷运行。而塔壁冲洗水则在为加快熬料速度在脱硫塔浓缩段度低于1.24g/mL时可以暂时解列，但是当浓缩段密度达到1.25g/mL或有硫铵晶体时不应解列，避免塔壁挂料导致二级泵堵塞。

07浓缩段熬料的技巧

1.硫酸铵结晶原理[2]

结晶过程由几个阶段组成，包括过饱和溶液或过冷熔体的形成、晶核的出现、晶体成长和再结晶。结晶的过程中，首先要产生称为晶核的微观晶粒作为结晶的核心，其次是晶粒长大成为宏观的晶粒。无论是晶核能够产生或使之能够长大，都必须有一个浓度差作为推动力，这种浓度差称为溶液的过饱和度。产生晶核的过程称为成核过程，晶核长大的过程称为晶体成长过程。由于溶液中加入其他物质的质点或过饱和本身所析出的新固相质点，就是“成核”；此后，原子或分子在这个最初形成的微小晶核上，一层又一层覆盖直到一定的晶粒大小，这个过程叫做“生长”。在结晶过程中，每一粒晶体必然是一粒晶核生长而成。在一定体积的晶浆中，晶核生成量越少，结晶产品就会长得越大；反之，若晶核生成量越大，溶液中有限的溶质将分别生长到过多的晶核表面上，结晶产品的粒度就会越小。所以密度控制在一定程度上直接影响结晶速度和晶体质量。

[2]节选自《河北化工》2008年10月第31卷第10期 陈文海 关于《硫铵结晶粒度控制》第一节 结晶原理。

2.熬料小窍门

熬料过程是浓缩段经过1~1.5小时低密度运行后，开始逐步提高浓缩段料液密度的过程。如何在相对时间内提高料液密度，实现料液密度逐步趋向饱和。为晶核的生成以及晶体的成长创造条件。在结晶过程中，每一粒晶体必然是一粒晶核生长而成。在母液浓度差的推动下层层覆盖在最初的晶核上，最终实现晶体的逐步长大。那么在浓缩段低密度运行一段时间后，为了尽快提高料液密度，在锅炉烟气量、烟气温度变化基本不大的情况下，通过修改冲洗水程控减少浓缩段补水量，降低浓缩段液位来实现提高密度。冲洗水程控修改幅度取决与料液密度，密度越接近饱和冲洗程控修改幅度相对越小。此时主要以稀硫铵附线作为主要维持浓缩段液位！稀硫铵附线的修改幅度则取决与浓缩段的持液量高度。另外适当控制浓缩段液位，通过导入料液槽（硫铵后系统）硫铵母液补充浓缩段液位，促进料液密度逐步趋于饱和，为晶体成长创造条件。

3.熬料时各冲洗程控的调整

当浓缩段料液密度达到1.245g/mL时，应立即将塔壁冲洗程控投入联锁运行状态。烟道两侧、烟道底部冲洗水一般不做调整，锅炉负荷长周期发生降负荷时才做调整。稀硫铵附线程控阀开间隔时间可适当延长，阀开补液冲洗时间可适当缩段减少补液量，严禁解列程控！关注浓缩段液位液位下降趋势，料液密度变化，实时关注二级泵电流、压力、浓缩段烟气温度变化。

4.熬料时浓缩段液位的控制

当浓缩段料液密度达到饱和溶液后，料液中就会逐步形成硫铵晶体。继续维持液位处于持平或微降状态。当浓缩段料液密度达到1.260g/mL固液比达到20%～30%的时候就可以启动硫铵后系统安排出料了。利用稀硫铵附线控制浓缩段液位，或结合料液槽硫铵母液维持浓缩段液位和固液比保持不变。要控制好固液比，避免固液比太高堵塞二级泵，影响出料。

一般在浓缩段饱和溶液密度≥1.25g/mL的情况下，浓缩段液位应呈微下降趋势。降液位应该适当将稀硫铵附线阀开时间缩短、阀开间隔周期延长以此减少补液量促使浓缩段液位下降！同时可以利用料液槽硫铵母液倒入浓缩段来提高浓缩段硫铵浆液密度，加快熬料的步伐，绝不是将脱硫塔浓缩段各冲洗点的冲洗水减少或解列！这样的做法在脱硫塔饱和溶液下极易造成二级泵堵塞！在正常情况下,当浓缩段料液密度达到饱和溶液即密度≥1.25g/mL液位差大概下降为30～40cm即可将硫酸浆液固液比提高至15%～20%。

08系统出料的调整技巧

系统出料时浓缩段、缓冲槽、料液槽之间的液位控制，要考虑维持浓缩段固液比稳定在一定范围内，不堵塞二级泵，又不影响系统硫铵浆液固液比，保证出料效率！要将料液槽的饱和溶液及时消耗，以最佳的运行状态，提高硫铵产量！

1.系统出料时液位的控制

硫铵结晶颗粒正常时，浓缩段固液比达到15%向缓冲槽倒液，对于固液比超过25%的塔，在保持浓缩段液位下降过程中可启动料液泵缓慢向浓缩段倒液。

出料期间关注离心机电流、旋流器压力变化和浓缩段二级泵电流、压力变化。出料时，控制浓缩段的液位避免忽高忽低的现象。在固液比一定的条件下，浓缩段液位控制不好突然增高会导致固液比迅速下降影响出料速度、浓缩段液位突然降低会导致固液比突然增高，容易导致二级泵电流升高或造成二级泵入口过滤器堵塞。

2.浓缩段液位与固含量的维持

若浓缩段固液比开始呈下降状态时，应修改稀硫铵附线阀开时间适当缩短，阀开间隔时间适当延长，控制浓缩段液位处于持续下降状态，以维持浓缩段固液比不低于15%保证出料正常。如果固液比持续下降时，应再次适当减少稀硫铵附线的补液量和塔壁冲洗水的冲洗频次，但要保持二级泵的运行正常。同时适当降低料液泵运行频率减少浓缩段的补液量。控制浓缩段液位处于下降趋势，以维持固液比确保出料正常。控制液位的下降目的是维持浓缩段固液比。直到浓缩段液位降到1.1m。以出料必出尽，为原则。将浓缩段硫铵出尽！为后续系统化料操作创造条件。

3.旋流器旋流子的口径选择

原则上固液比高于30%硫铵晶体颗粒正常情况下，优先选择1~2个φ16旋流子出料；固液比15%~20%，优先选择2~3个φ14或者选择一个φ16和1个φ14旋流子出料；固液比在12%以内，选择1个φ12或1个φ14旋流子出料。出料时也可根据硫酸铵结晶颗粒大小来确定旋流器陶瓷嘴的口径，硫酸铵颗粒直径越小选择陶瓷嘴口径越小，固液比越高且硫铵晶体颗粒越大,选择陶瓷嘴口径相对越大。而陶瓷嘴个数则有离心机电流和离心机筛网滤料饼厚度和硫铵含水量来决定。一般硫酸铵含水量要控制在4%以内。

出料期间旋流器给料泵出口阀门必须全部打开，旋流器压力控制在0.11MPa~0.14 MPa之间。禁止节流冲刷管道及出口阀门。选择旋流子口径大小应观察旋流器内壁是否有足够的挂料厚度（用500ml量筒测量旋流器底流口固液比控制在50%~85%以内，固液比太高会导致旋流子顶部端盖侧往料液槽跑料。旋流器底流口固液比过低，则会导致离心机无料或异常震动），同时参考旋流器给料泵的输出频率、给料频率一般在35Hz~37Hz。在硫酸铵颗粒较细小或固液比相对低于10%时，选择两个φ12旋流子运行。旋流器给料泵频率大概40 Hz 。具体应根据实际工况，灵活调整！现场还可根据旋流器旋流子底流口固液比来调整给料泵的频率或需要开启的旋流子个数。一般固液比偏高且旋流器压力相对偏高时，旋流子口径选择相对小时会出现旋流器往料液槽跑料现象。另外，因确保所选用旋流子底流口畅通，如果出现堵塞因及时疏通。避免因旋流子底流口堵塞造成料液槽固液比异常偏高和出料效率下降。如疏通条件不具备时，要关闭该旋流子控制阀，待设备停用后逐一清理或用冲洗水疏通，保证达到良好的状态。控制旋流器旋流子底流口固液比在85%以内或旋流器上部端盖侧固液比在3~5％时跑料现象会得到有效控制！这方面需要操作者用心领会！

对于离心机初次布料出现震动时考虑旋流器压力在0.11MPa~0.13MPa使用一个φ14旋流子（旋流子出口固液比在70%左右）并且先行完成离心机内网、外网均匀布料后，运行1~2min再陆续开启第二个旋流子完成二次布料，间隔1min后在陆续开启第三个旋流子完成布料达到理想的滤饼厚度。同时关注旋流器压力、离心机油泵、主机电流 。以此类推直到达到最佳的出料效率！同时应关注料液槽与脱硫塔浓缩段、缓冲槽之间的液位变化，使其循环处于平衡状态。这一点非常重要，如果控制的得当可以达到相同工况下最佳的硫酸铵产量！

4.缓冲槽液位、料液槽液位控制

缓冲槽液位、料液槽液位控制要考虑浓缩段固液比的变化，不应出现三者之间液位失衡而波及浓缩段固液比过高或无料可出。同时还要兼顾系统烟气量，入塔烟气温度变化等因素！这方面就要靠在座各位的悟性了！其次缓冲槽、料液槽搅拌器为置顶式搅拌器，置顶式搅拌器在运行时的平衡，由合理的液位形成一定的阻尼来保持搅拌器的运行平衡，如果液位控制低于搅拌器叶片，则会使搅拌器失去平衡导致搅拌器大轴弯曲变形，引发设备事故。液位控制的太低导致搅拌器在失衡状态下运行，维持搅拌器平衡的阻尼被破坏，导致搅拌器的大轴变形。无论是框式搅拌器、还是叶片式搅拌器，它都是以搅拌器轴心做平衡运行。如果搅拌器大轴弯曲变形，导致搅拌器平衡被破坏。出现搅拌器及基座开始出现摆动现象。此时无论液位是否合理，都会在运行中出现摆动。如果液位控制不合理则会加速恶化搅拌器平衡性能。导致搅拌器大轴与减速机等链接紧固螺栓极易脱落，而引发搅拌器故障以及搅拌器叶片与罐壁防腐产生摩擦损坏缓冲槽防腐层。

5.常见的出料异常问题

一般出料时常见的问题大概归类有以下几个方面：

1). 旋流器陶瓷嘴选型与硫铵晶体、固液比等不匹配。

2). 旋流器跑料严重。

3). 旋流器旋流子阀门堵塞或陶瓷嘴堵塞，导致的旋流器运行效率下降。

4). 离心机震动异常。

5). 离心机推料异常等问题。

6). 硫铵晶体含水量超标。

09系统化料的注意事项

1.系统为什么要进行化料

为了确保系统平稳运行。必须保证脱硫塔浓缩段二级泵运行正常、浓缩段氧化风的良好的氧化和扰动，防止脱硫塔浓缩段塔壁、喷淋层、气帽、脱硫塔入口烟道、脱硫塔浓缩段底部积料。避免堵塞氧化风管，造成氧化风扰动下降，硫铵结晶异常等问题，必须做到出料出尽，化料要彻底！

2.系统化料时的程控设定

化料时各冲洗点程控：烟道底部、烟道两侧、塔壁、浓缩段液位计、二次氧化风管、浓缩段溢流管等冲洗错峰逐个进行。冲洗时间为：二级氧化风管冲洗水不少于10min，浓缩段塔壁冲洗水2～3min、烟道底部和两侧冲洗水各冲洗3min~5min。液位计冲洗时间3min。稀硫铵附线则通过程控控制，阶段性往浓缩段补液化料，逐步提高浓缩段液位，降低浓缩段料液密度。

3.系统化料时的液位控制

浓缩段各程控、稀硫铵附线完成冲洗化料后各程控冲洗恢复程序自动控制。利用稀硫铵附线通过程控控制阶段性的补入浓缩段，同时消耗循环槽吸收液降低吸收液密度，使其控制在1.0～1.165g/mL范围。现场测量浓缩段料液密度并反馈给主控室，主控操作将DCS界面浓缩段显示密度进行输入修改。浓缩段液位主要以稀硫铵附线控制维持液位的逐步提升，将浓缩段液位维持1.5m～1.8m运行1~2小时密度控制在1.20g/mL以内，为系统平稳运行打好基础。如果检修槽溶液比重较低，化料时候可以定量打至脱硫塔进行消耗，具体量根据实际工况确定。

4.二级泵过滤器的冲洗

如果出料或运行中遇到二级泵过滤器堵塞，切换备用泵后。当出完料可以利用化料过程对堵塞的二级泵进行冲洗或利用二级泵出口冲洗水进行冲洗过滤器化料。使设备处于完好备用状态！

10结束语

通过这次的分享：旨在打造低成本、高效率运行，同时为员工创造轻松愉悦的工作环境！这也是我永恒不变的初衷！大家在运行中多关注异常问题，做到早发现早采取措施！我们不怕问题的出现，就怕你无视问题，任由问题肆虐泛滥！

应该从发现问题、解决问题中不断学习，不断的积累经验，逐步提高完善自己岗位操作技能！总之细节决定成败，关注细节养成良好的操作习惯，尊重客观事实！促进设备稳定、高效率运行，降低维修费用使得设备保持低成本运行模式！