來源：北極星大氣網 

01工藝簡介

氨法脫硫是一個典型的氣液兩相過程。

1氣體吸收原理[1]

氣體吸收是：溶質從氣相傳遞到液相的相際將傳質過程。較常用吸收機理的理論模型為雙模理論模型。雙模理論模型它是把吸收過程簡化為通過氣液兩層層流膜的分子擴散，通過此兩層膜的分子擴散阻力就是吸收過程的總阻力。

對于氨法脫硫工藝而言，當混合氣體（煙氣）中吸收質（SOx）與液相吸收劑（氨水）接觸時，部分吸收質向吸收劑進行質量傳遞（吸收過程），同時也發生液相中吸收質組分向氣相逸出的質量傳遞過程（解吸過程）。在一定的溫度和壓力下，吸收過程的傳質速率，等于吸解過程的傳質速率時，氣液兩相就達到了動態平衡。

氨水吸收SO2的化學發應速度十分迅速，SO2在水溶液或堿溶液內的吸收機理。可假設為四個反應：

SO2（氣）==SO2（溶液） （1）

SO2（溶液）＋H2O==HSO3-＋ H+（2）

H++ OH-（吸收液中） → H2O （3）

HSO2-＋ OH+=SO32-+H2O （4）

以上四個過程，反應慢的公式（2），即SO2的水化反應。當吸收液PH值中等或較高時，SO2易溶于吸收液，SO2傳質的液膜阻力較低，易于吸收SO2；當吸收液PH值低時，液膜阻力較大，不利于對SO2的吸收。

[1]摘選自化學工業出版社2006.11蔣文舉主編《煙氣脫硫脫硝技術手冊》第四章煙氣脫硫脫硝技術基礎第三節吸收法凈化理論

2氨法脫硫技術反應機理

氨法脫硫反應機理是以NH4HSO3/(NH4)2SO3為基礎來吸收煙氣中的SO2，氨的性質決定氨極易溶于水，這是因為由水分子和氨分子通過氫鍵互相結合，形成氨的水化和物的緣故。氨在水中的溶解度大于其它氣體，在0℃時，1體積水能吸收1200體積的氨，在20℃時約吸收700體積的氨。

含SO2的煙氣與NH4HSO3/(NH4)2SO3混合液氣液接觸發生如下反應：

NH3+H2O+SO2→(NH4)2SO3(1)

(NH4)2SO3+ SO2+ H2O→NH4HSO3(2)

NH4HSO3+ NH3→(NH4)2SO3(3)

由以上反應式可以看出，實際上對SO2起吸收作用的是(NH4)2SO3。（(NH4)2SO3對SO2有良好的吸收能力），吸收液中(NH4)2SO3與煙氣中的SO2反應后生成NH4HSO3利用液位差回流到循環槽，在循環槽加氨小室補NH3后，將對SO2沒有吸收能力的NH4HSO3再生為對SO2有良好吸收能力的(NH4)2SO3，經一級循環泵加壓輸送至脫硫塔吸收段吸收SO2，維持吸收劑對SO2的吸收能力的可持續性。此外，氨法脫硫工藝相對于鈣法脫硫而言，還有一大優勢。就是能脫除煙氣中的一部分SO3。SO3是煙氣露點溫度的主要影響因素，部分SO3的脫除使得煙氣露點溫度有所降低，減輕了凈化后含濕煙氣的低溫腐蝕。

氧化反應原理：

循環槽的溶液中主要是吸收SO2的產物(NH4)2SO3/NH4HSO3，而(NH4)2SO3/NH4HSO3的穩定性極差，所以在循環槽鼓入氧化空氣將其強制氧化為穩定性，較好的(NH4)2SO4，其反應方程式為：

(NH4)2SO3+O2→(NH4)2SO4

經氧化空氣氧化后的吸收液，通過循環槽底部一級泵循環加壓輸送至脫硫塔吸收段末端的輔助吸收層，參與輔助吸收反應后的吸收液，經輔助吸收段底部集液器，收集回流至循環槽頂部。反應后的吸收液與加氨槽吸收液進行部分置換，盡可能的維持，吸收液中亞硫酸銨的氧化、亞硫酸氫銨補氨再生，確保吸收液液相平衡和工藝的穩定。同時在輔助吸收循環流程中分流一只管線——稀硫銨附線，由程控控制依據煙氣流量、入塔煙氣溫度等條件，酌情將循環槽強制氧化生成的硫酸銨溶液，導入脫硫塔濃縮段進行消耗循環槽吸收液。以此消耗循環槽料液，控制循環槽料液密度維持在1.0~1.16g/mL區間，為氧化和吸收效率創造良好的條件。導入脫硫塔濃縮段的硫酸銨溶液，經二級循環泵循環，與脫硫塔濃縮段高溫煙氣充分接觸，利用高溫煙氣的汽化熱蒸發濃縮硫酸銨溶液，最終得到固液比為10%~30%左右的硫銨漿液，漿液經旋流器濃縮、離心分離、干燥、包裝等工序，得到硫銨產品。硫銨產品可作為復合肥原料或作為化肥直接使用與農業、生物發酵等。

02工藝流程闡述

1超聲波式工藝煙氣流程：

來自鍋爐燃燒后的煙氣→除塵器除塵→鍋爐引風機→煙道導流經脫硫塔煙氣擋板門→在鍋爐除塵引風機的作用下，通過脫硫塔入口煙道進入脫硫塔濃縮段→與二級泵循環噴淋層逆向接觸，繼而達到利用原高溫煙氣的汽化熱蒸發濃縮段硫酸銨漿液，同時進行煙氣預降溫，降溫后的煙氣繼續上行→稀硫銨附線噴淋層→降溫后的煙氣穿過第一層汽帽，導流均勻分布于脫硫塔橫截面→低溫煙氣經與第一層A泵、第二層B泵噴淋層吸收液逆向接觸，發生吸收反應。→參與吸收反應后的煙氣，穿過第二層汽帽，繼而上行分布于輔助吸收層脫硫塔橫截面即：第三層E泵噴淋段，參與輔助吸收反應。反應后的煙氣穿過第一層折流板間隔為25mm的屋脊式除霧器→煙氣上行至第二層折流板間隔為20mm的屋脊式除霧器→煙氣上行穿過第三層汽帽，導流均勻分布進入除霧填料層。煙氣穿過填料層，繼續上行經三級水洗噴淋層洗滌。→洗滌后的煙氣，穿過第三層折流板間隔為25mm的屋脊式除霧器。→ 煙氣進入第四層折流板間隔為20mm屋脊式除霧器。→經第一層超聲波發生器凝并→煙氣進入第五層折流板間隔為20mm屋脊式除霧器除霧→經第二層超聲波發生器凝并→凈化后煙氣經脫硫塔頂部煙道，導入煙氣排口采樣分析儀檢測分析進入總排口煙囪→ 經總排口檢測分析煙氣數據上傳至環保網，凈煙氣經總排口煙囪排入大氣。

2濕電式工藝煙氣流程：

來自鍋爐燃燒后的煙氣→除塵器除塵→鍋爐引風機→煙道導流經脫硫塔煙氣擋板門→在鍋爐除塵引風機的作用下，通過脫硫塔入口煙道進入脫硫塔濃縮段→與二級泵循環噴淋層逆向接觸，繼而達到利用原高溫煙氣的熱量蒸發濃縮段硫酸銨漿液，同時進行煙氣預降溫，降溫后的煙氣繼續上行→稀硫銨附線噴淋層→降溫后的煙氣穿過第一層汽帽，導流均勻分布于脫硫塔橫截面→低溫煙氣經與第一層A泵、第二層B泵噴淋層吸收液逆向接觸，發生吸收反應。→參與吸收反應后的煙氣，穿過第二層汽帽，繼而上行分布于輔助吸收層脫硫塔橫截面即：第三層E泵噴淋段，參與輔助吸收反應。反應后的煙氣穿過第一層折流板間隔為25mm的屋脊式除霧器→煙氣上行至第二層折流板間隔為20mm的屋脊式除霧器→煙氣上行穿過第三層汽帽，導流均勻分布進入除霧填料層。煙氣穿過填料層，繼續上行經三級水洗噴淋層洗滌。→洗滌后的煙氣，穿過第三層折流板間隔為25mm的屋脊式除霧器。→ 煙氣上行至濕電除霧段絲網填料層（陽極）→濕電除塵一級盲刺線（陰極）→濕電除塵二級盲刺線（陰極）→濕電除霧段絲網填料層（陽極）→潔凈煙氣經脫硫塔頂部煙道導入煙氣排口采樣分析儀檢測分析進入總排口煙囪→ 經總排口檢測分析煙氣數據上傳至環保網，凈煙氣經總排口煙囪排入大氣。

吸收循環流程：

1.濃縮循環：

儲存與脫硫塔濃縮段底部的硫酸銨溶液，在二級泵的作用下被加壓輸送至濃縮段上部噴淋層，經上部噴淋系統將硫酸銨溶液均勻噴淋分布與脫硫塔濃縮段橫截面，形成降溫洗滌區域。原145℃高溫干燥煙氣，由脫硫塔濃縮段中部的入口煙道經擴散降速后，進入脫硫塔濃縮段并向上流動。煙氣與下行的硫酸銨溶液逆向混合接觸。煙氣穿過噴淋降溫區繼續上行，濃縮液下行匯集于脫硫塔濃縮段底部。在這個混合接觸過程中，由于高溫煙氣的熱量向（相對）低溫硫銨溶液進行熱量交換傳遞過程，使得硫酸銨溶液加熱升溫，同時干燥的煙氣帶走硫銨溶液中部分水份，加快了硫銨溶液水份流失過程。隨著硫銨溶液在二級循環泵的作用下，周而復始的循環。來自鍋爐高溫煙氣不斷的進入脫硫塔與濃縮段硫銨溶液接觸，硫銨溶液中的水份逐步減少，既而達到濃縮目的。被洗滌降溫后的低溫煙氣上行穿過氣帽層，在氣帽的作用下被均勻分布于脫硫吸收段橫截面。脫硫塔濃縮段底部的硫酸漿液，被來自于氧化風機加壓輸送的氧化空氣，經管路導入循環槽底部，完成循環槽料液的一次氧化后，由循環槽頂部經過二級氧化風管進入脫硫塔濃縮段底部，經氧化風分布系統將氧化風分布于濃縮段。對濃縮液進行強制氧化和擾動，在氧化風的強制氧化和擾動環境下，達到飽和狀態硫酸銨過飽和溶液，在濃度差的推動下，經氧化風的強制氧化與擾動逐步形成晶核，晶核在飽和溶液狀態下層層覆蓋成長，產生宏觀晶粒直至晶體長大，形成一定量固液比的硫酸銨晶體混合漿液。濃縮段的液位平衡主要以稀硫銨附線為主進行維持。由于濃縮段硫銨溶液要經過蒸發濃縮環節，逐步達到硫酸銨漿液飽和及硫酸銨晶體生成過程，在循環過程中相對飽和的硫銨漿液極易造成塔壁、氣帽層、煙道入口處積料。為了避免積料影響系統穩定運行。所以要設定塔壁、煙道兩側、煙道底部沖洗水。其控制原則根據工況投入，沖洗水量及閥開間隔時間，以系統不積料為原則。

2.一級吸收：

儲存于加氨桶里的吸收液，在一級循環泵的作用下被加壓輸送至脫硫塔吸收段上部，經上部噴淋系統將吸收液均勻噴淋分布于脫硫塔橫截面，形成洗滌區域。下行的吸收液與上行的低溫煙氣以一定撞擊速度逆向接觸。煙氣與吸收液接觸混合發生吸收反應，反應后吸收液繼而下行匯聚于吸收段底部的積液器。在積液器底部預留有吸收液回流口，吸收液回流過程是利用高落差形成回流。吸收液經回流口流入回流管，經回流管導流，流入循環槽中部加氨桶，在加氨桶中部進行補充液氨。補充液氨流量值，是根據工藝需求由液氨調節閥控制調節開度，進行按需補入的。參與補氨后吸收液，繼續在循環泵的作用下被加壓輸送參與吸收反應。參與吸收反應后的吸收液經集液器收集、回流管回流、加氨槽補氨、循環泵加壓輸送、進行閉式循環完成吸收過程。此段工藝中，吸收液的性質為亞硫酸銨/亞硫酸氫銨。亞硫酸氫銨補氨再生為亞硫酸銨過程，吸收液PH值范圍在6.3~6.8區間。由于吸收反應主要以亞硫酸銨為主。為了維持較高的吸收效率，吸收液中亞硫酸銨需維持在一定的區間值，故加氨桶內的吸收液不參與氧化反應。所以，加氨槽吸收循環液補氨后具有相對有限的易分解、易揮發等不穩定因素。

3.輔助吸收：

輔助吸收循環過程與一級吸收大體相似，不同之處在于吸收液來自于循環槽底部。循環槽底部的吸收液是參與氧化后，未側重進行補氨工藝的吸收液。我把它稱為輔助吸收液。其吸收液性質，以穩定的硫酸銨溶液和相對較低的PH值為特點。溶液的PH值區間范圍維持在3.7~4.2之間，密度維持在1.0~1.16g/mL區間范圍。在循環泵的作用下輔助吸收液被加壓輸送至輔助吸收段上部，經噴淋系統均勻分布于脫硫塔輔助吸收段橫截面，形成輔助吸收區域。下行的輔助吸收液與上行的煙氣，以一定撞擊速度逆向接觸。煙氣與吸收液混合接觸后，吸收劑將煙氣中殘留部分二氧化硫吸收。同時利用相對較低PH值的吸收液捕捉逃逸的氨、亞硫酸銨、亞硫酸氫銨等。吸收反應后的吸收液繼而下行，匯聚于輔助吸收段底部集液器。在輔助吸收段集液器底部預留有吸收液回流口，輔助吸收液經回流口流入回流管，經回流管導流流入循環槽上部。回流液經循環槽側面入口流入循環槽。與加氨槽參與第一層吸收反應后的吸收液進行部分置換，實現加氨桶中第一層吸收液與輔助吸收層之間的液相平衡。同時實現輔助吸收層吸收液的PH值的維持與控制。為建立良好的氧化反應創造有利的條件。維持輔助吸收反應，所需相對較低的PH值，在較低的PH值環境下捕捉第一層未完全參與吸收反應而逃逸的氨和亞硫酸銨/亞硫酸氫銨。所以輔助吸收液，不只是參與吸收未完全反應的SO2，它在一定程度上起到控制氨逃逸、亞硫酸銨/亞硫酸氫銨，緩解三級水洗段水質污染的作用。

4.三級水洗循環：

三級水洗循環與一級吸收循環、輔助吸收循環過程大體相似。不同之處，利用氨易溶于水的特性進行煙氣洗滌的工藝。它主要是對參與一級吸收、輔助吸收后的煙氣，以一定的液氣比進行洗滌凈化。減少或去除參與脫硫反應后煙氣中，夾帶的亞硫酸銨/亞硫酸氫銨、殘余煙塵及附著在煙塵表面的游離氨或氣溶膠等成份。其流程為： 經輔助吸收反應后的煙氣經過第一層除霧器，除去液沫液滴的煙氣穿過氣帽進入水洗段填料層。煙氣上行繼而穿過填料層，在填料層的作用下進一步除去煙氣中夾帶的液沫液滴。來自循環水槽內的工藝水經循環水泵加壓輸送至脫硫塔上部處水洗段。煙氣洗滌循環水經水洗段上部噴淋系統，將煙氣洗滌水均勻噴淋分布于脫硫塔水洗段橫截面，形成洗滌區域。由上而下的循環洗滌水與上行的煙氣以一定撞擊速度逆向接觸。煙氣與洗滌水混合接觸從而將煙氣中夾帶亞硫酸銨/亞硫酸氫銨、氣溶膠、煙氣中殘留的部分煙塵等成份進行洗滌捕捉，循環洗滌水繼而下行對填料層進行洗滌，洗滌后的循環水繼續下行匯聚于脫硫塔水洗段底部的積液器。在積液器底部預留有循環水回流口。循環水經回流口，流入回流管，經回流管導流流入循環水槽。此段循環水為獨立循環。利用三級循環水洗滌參與吸收反應的煙氣，實現控制氨逃逸，解決氨法脫硫氣溶膠等問題，避免二次污染環境，進一步優化工藝。這里要關注三級循環水的水質變化，嚴格控制水質，并定時進行置換。以確保水洗效果的最佳狀態！捕捉洗滌煙氣的三級循環水，做為系統程控沖洗所需的沖洗水被消耗，循環水槽的補充水則來自界外的工藝水進行補充，以此維持三級循環水槽的水質、液位平衡。

氧化風流程：省略

03目錄概要

操作經驗分享主要從這六個方面，這六個方面涵蓋了整個工藝操作的重要部分，是我經過5年多時間，不斷地學習總結得出！希望大家能夠學透徹，并能夠靈活運用與實際操作中。避免大家在工藝操作過程中出現失誤、無謂增加同事們的勞動強度！爭取設備故障率降到最低，最大限度的降低維護成本！為工藝在低投入高效率環境下穩定下運行，爭取收益最大化！

04脫硫塔排口SO2小時值運算控制邏輯

我們操作的主要目的，就是將來自鍋爐煙氣中SO2脫除，并且達標排放！一般情況下，鍋爐負荷穩定時，煙氣排放參數不會出現大幅波動，因此是穩定可控的。在鍋爐運行工況發生波動或因操作原因導致SO2、NOx出現波動甚至出現不可預控時，我們除了采取正常合理的措施補救外，還要對當前排放量進行預算預控。對剩余時間段參數控制范圍進行計算評估，以此來確立當前時段參數異常超標后，采取補救措施的程度（力度），最終盡可能的使排口參數控制在達標范圍內，避免環境事故的發生。

1.排口數據值計算邏輯

大家要知道（SO2、NOx、煙塵）都是以1小時（60min）為節點。排放瞬時值以每分鐘NOx＜100 mg/Nm3、SO2＜50mg/Nm3、煙塵＜20 mg/Nm3進行控制，并伴隨時間往后推移逐步累計，最終計入小時平均值，達到國家環保排放要求！這里便于準確的計算出的數值，我總結出了它的計算邏輯關系：

1）.環保控制小時總量 =排放物小時均值 × 60min

2）.當前時段排放總量 =當前時間節點 × 當前時段平均值

3）. 剩余時間節點控制總量 =環保控制小時總量 -當前時段排放總量

4）.剩余時間節點控制均值 = 剩余時間節點控制總量 ÷ 剩余時間節點

2.邏輯關系舉例預算

通過上面的邏輯關系，我們可以根據排放物控制標準、節點時間，計算出小時排放總量和某一時間段的排放累積量、當前小時平均值、根據當前小時均值計算該時段排放總量。依據當前排放總量來計算該時段時間節點剩余時間內排放物控制量，最終確定在該時段剩余時間內排放瞬勢值控制范圍。最終使得煙氣參數在可控、可預測的情況下平穩達標排放。

例如：某熱電廠脫硫塔13:47:00分排口SO2瞬時值為50.1.6mg/Nm3、小時均值為48.6mg/Nm3,這個時段為例，帶入邏輯關系公式。我們可以計算出當前時段SO2排放總量、剩余時間節點SO2控制總量、剩余時間節點SO2控制均值。為剩余時間節點SO2瞬時值控制作參考依據。計算如下：

1）環保控制小時總量 =排放物小時均值 × 60min

環保控制小時總量 =50× 60 =3000 mg/Nm3即；環保控制排放總量3000 mg/Nm3，但是我們達標值一定要小于3000 mg/Nm3這個值，這里為確保數據預算的有效性，一定要注意這一點，否則預算結果會導致最終實際值超標，引發環保事故！為此這里把環保控制小時總量定為2950mg/Nm3

2）當前時段排放總量 =當前時間節點 × 當前時段平均值

當前時段排放總量 =47× 48.6 =2284.2 mg/Nm3即：當前時段SO2排放總量為2284.2 mg/Nm3

3）.剩余時間節點控制總量 =環保控制小時總量 -當前時段排放總量

剩余時間節點控制總量 =2950-2284.2=665.8mg/Nm3

4）剩余時間節點控制均值 = 剩余時間節點控制總量 ÷ 剩余時間節點

剩余時間節點控制均值 =665.8÷ （60 – 47）=51.22mg/Nm3在剩余時間節點內脫硫塔出口SO2順勢均值只要小于51.22 mg/Nm3，這個時段脫硫塔出口SO2可達標排放。

有兩種情況數據已超標；

1.當前時段時間節點排放物總量大于環保要求控制小時總量值。

2.實際剩余時間節點控制值大于預算剩余時間節點均值。

3.時間節點劃分與數據預控

一小時有60分鐘，我們把它分為0~20分鐘時段、20~40分鐘時段、40~60分鐘時段，其中當前時段前20分鐘為基礎時段，當前時段40分鐘為黃金節點時段！40~60分鐘時段為末尾時段。把控好前面兩個時間段節點，將排放物的瞬勢值控制在適當范圍內。如果基礎時段數據在排放臨界或中段，那么一定要在后40分鐘控制好參數。盡力把它壓到最低排放值，并且堅決不允許出現超臨界或超標情況，否則會給后面時間節點的參數控制，帶來被動局面！40分鐘黃金節點；如果前20分鐘基礎節點，排放數值控制較好，那么在40分鐘黃金節點這個時間段，我們控制參數就比較容易控制。當時間節點進入末尾時段20分鐘時，我們要養成黃金節點過后的末尾時段20分鐘數據的關注和預算習慣，這樣有利于目標值的預控。使得我們的數據始終在可掌控的情況下進行。

這個邏輯關系對NOX、煙塵等污染物同樣適用。這里就不在做運算舉例了！

05 吸收液 PH值的控制及影響因素

1.系統加氨量的預算

理論液氨流量Q=煙氣流量×（入口SO2-出口SO2設定值）×0.53125/1000000；

常數：0.53125是理論氨硫比34/64=0.53125；

1000000:毫克單位換成公斤 即：1000毫克=1克 1000克=1公斤

這里的理論加氨量要高于實際加氨量，因為要考慮氨逃逸、煙塵夾帶的部分氨，所以氨的利用率不可能是100%，另外液氨純度是99.6% 這些因素都要考慮到。煙氣流量采集與數據分析，受到氣體流動層擾動，我們所得到的煙氣流量值，是存在一定的誤差的！綜上所述，理論加氨量高于實際值是可以理解的！煙氣流量(Nm3/h)：取出口煙氣流量，DCS對煙氣流量進行數據處理，減少非正常流速對液氨流量計算造成的影響。

2.上層PH 值與下層PH值之間的關系

在系統中根據排口SO2數值確定吸收液上層PH數值是否滿足工藝需求。當排口SO2在可控范圍內逐步穩定液氨流量，確立上層PH值取值范圍，后續修正調整主要根據鍋爐負荷、入口SO2含量、入塔煙氣壓力、排口SO2數值趨勢變化的緩急，結合上下層PH值變化趨勢規律微調加氨量，使得PH值保持在一定范圍內。促使排口SO2數值穩定可控。

根據上面的邏輯我們假設以下幾種運行狀態變化而采取的應對措施：

1).鍋爐負荷穩定、入塔煙氣量穩定，脫硫塔入口SO2趨于穩定的情況下，出口SO2數值穩定在可控范圍內時，主要關注第一層A口PH變化。確保第一層A口PH值穩定和系統加氨量的穩定。

2).當第一層A口PH值出現下降趨勢，應及時查看入口SO2變化或系統加氨量是否發生變化，確認原因后當即作出適當微調。

3).當第一層A口PH值出現上升趨勢時，說明脫硫塔入口SO2出現下降或系統液氨壓力上升，導致入塔液氨流量增加。應當做出適當遞減，注意調整調節閥幅度在5%以內或根據實際工況做出適當調整。

4).當第二層E口PH值趨勢出現上升時說明系統中有液氨富余的情況，如果不及時做出液氨調節閥遞減，減少系統注入液氨流量，會逐漸使得排口SO2下降或出現下限排放甚至出現卡零現象，不利于系統經濟運行，甚至會出現因液氨注入量過多,易發氨逃逸即煙氣拖尾現象。

5).當第二層E口PH值趨勢出現下降時，此時系統中注入的液氨量已處于消耗逐減的狀態，系統加氨平衡逐步偏向缺氨狀態。如不及時調整必然使得排口SO2出現瞬時超標現象的發生。一般出現這種現象主要有：鍋爐負荷增加且負荷變化幅度較大，導致脫硫塔入口SO2增加，系統液氨注入量滿足不了工藝需求，致使第一層A口PH值下降，操作人員未及時做出調整導致系統缺氨。因為系統中，第一層A口PH數值顯示的是循環槽加氨桶吸收液，經過補氨后的PH值。脫硫吸收反應主要是來自加氨桶補氨后的吸收液。當第一層吸收液在吸收段與煙氣中的SO2接觸并發生吸收反應，反應后吸收液PH值發生變化，PH值逐步下降，已不具備吸收反應的持續性。此時參與吸收反應后的吸收液，經吸收段底部集液器回流孔回流至加氨桶，進行補氨提高吸收液PH值，維持吸收液的PH值滿足吸收工藝要求，以便吸收液具備吸收反應的可持續性確保吸收效率。此時若不及時調整系統注入液氨量，會使加氨桶吸收液PH值持續下降，即使脫硫塔入口SO2未發生變化，也會導致排口SO2上漲。如果在加氨桶吸收液PH值出現下降的同時脫硫塔入口SO2上漲的情況下，排口SO2必然會上漲過快，甚至會出現瞬勢值超標。因為在第一層吸收液PH值持續出現下降的情況下，吸收段吸收效率持續下降。使得進入輔助吸收段即第二層吸收區煙氣中SO2含量相應增加，致使第二層吸收液在有限維持其PH值的情況下，因接觸SO2的量增加，吸收液數值出現急劇下降。工藝運行中第二層吸收液（這里第二層吸收液是指循環槽底部的吸收液）PH值的維持，主要來自適量第一層參與一次吸收反應后的回流液，回流液經回流管回流至加氨桶，經平衡置換維持第二層吸收液的PH值。適量置換出加氨桶未參與補氨的吸收液，將吸收液中所含亞硫酸銨在循環槽進行氧化，促進亞硫酸銨的氧化反應確保氧化率。具體工藝原理，可以參考氨法脫硫吸收反應方程式和氧化反應方程式這里不做贅述！所以如果第一層A口PH值出現下降趨勢，未及時修正補氨，必然會引發第二層E口PH值下降。同理如果第一層A口PH值趨勢出現上漲如不及時調整必然會出現第二層E口PH值上漲。極易引發氨逃逸工藝事故，造成環境污染！當然PH值的維持與確定范圍數值必須滿足排口SO2可控和達標排放。除此之外還應確保PH儀電極分析設備的靈敏度和準確性以及液氨調節閥的精度。

3.液氨調節閥對系統的影響

在液氨供給系統中，液氨壓力應滿足工藝需求，液氨壓力以保證在1100kpa~1400kpa范圍之間。液氨調節閥的靈敏度和精度，是保障系統穩定運行和經濟運行的重要的因素，不容忽視！一般脫硫項目在前期，提供給設計院鍋爐的煙氣參數、燃煤樣本及煤質化驗結果數據后，設計單位會根據所提供的鍋爐運行煙氣參數，煤質中所含硫系數來確定，所選用液氨調節閥流量的最大值。基本忽略鍋爐最低負荷工況下或鍋爐調整負荷、微調加煤量導致脫硫塔入口煙氣量、SO2微量變化工況下，對應脫硫塔液氨流量的微量調整變化。所需要的液氨流量。那么這個最小流量的控制，就需要液氨調節閥的精度和靈敏度進行支持。針對實際調整過程中出現的這個問題，建議在前期項目設計時，直接向設計單位提出設計需求，建議液氨調節閥采用兩路設計。即在正常調整時一路為大流量液氨調節閥控制稱為主路調節，流量區間為800~100kg/h。另一路為小流量液氨調節閥控制,稱為輔路調節,流量區間為50~10kg/h。通過設置主路大調滿足負荷波動引起的脫硫塔入口SO2大幅波動。在負荷平穩的情況下，根據排口SO2的排放值、系統吸收液PH值趨勢變化，利用輔路微調，進行精準補給液氨的注入量。這樣以來，可以精確控制液氨的注入量，提高氨的利用率，穩定排口SO2數值。使系統最大限度的以低成本，經濟運行。對控制氨逃逸也起到積極的作用。

在系統運行正常時，且排口SO2可控時，在做指標調整的過程中，閥門開度要緩慢調整，當凈煙氣SO2緩慢上漲或下降，未超過25mg/Nm3或者未低于10 mg/Nm3，需提前調整加氨量，調整加氨量時每次加減2.5%閥位，同時查看液氨流量計數值變化后觀察1分鐘，如果指標仍無變化可酌情適當加大閥位調整幅度。這里的液氨調節閥調整幅度要依據實際工況，酌情而定。

4. PH儀使用維護、保養：

循環槽在線PH檢測計是以數字形式，向操作者實時提供系統吸收液PH數值，是操作者調整主要參考信息來源的依據。所以在工藝運行中對PH儀表的靈敏度和準確性要求比較嚴格，否則會導致調整出現偏差，增加工藝液氨耗量。嚴重時出現氨逃逸現象或出現排口SO2瞬時超標，不利于工藝控制運行穩定。為了確保系統吸收液的PH值準確性和靈敏度必須制定合理有效的沖洗制度。每班必須要沖洗PH計并且做沖洗記錄，建議單次沖洗時間120S~180S/8h。

1). PH計的沖洗與定期維護:建議10～15天聯系儀表維護人員徹底清洗，并用PH4.0和PH6.86或者PH9.18標準液進行一次比對標定。運行過程中每日做溶液分析時測量一次PH值與在線數據比對，如果偏差超過0.5判斷PH分析罐有堵塞或PH計電極結垢現象，應第一時間聯系儀表人員進行標定維護。如果標定維護后仍不能恢復正常，需安排在線PH計更換、并進行比對標定。如果停車時間超過4個小時，需將PH電極取出浸泡在飽和氯化鉀溶液中，防止電極頭因缺水結垢失效。再次開車時需標定后再安裝。在系統停車，脫硫塔退出需要檢修消缺時應將PH分析電極用氯化鉀溶液進行浸泡保養，避免結垢損壞。

2). PH值DCS界面顯示出現異常時，現場確認PH罐進料閥和和出料是否打開，PH采樣進料、出料閥門是否開啟正確。PH儀是否處于正常工作狀態，并檢查PH罐沖洗水水閥門是否關閉到位，以免出現測量偏差或測量滯后問題。確保PH采樣分析時實上傳至DCS界面的準確性和靈敏度。

06濃縮段沖洗水程控的設置

濃縮段特殊的料液密度與煙氣溫度形成最為復雜的環境，也是氨法脫硫工藝繼循環槽之后問題出現最為頻繁的工藝環節！它的運行狀態關乎系統成本投入、產出、檢維修費用、員工勞動強度等問題！也是影響系統運行周期的因素之一。所以我把它作為工藝分享的重點之一！旨在打造低成本、高效率運行，同時為員工創造輕松愉悅的工作和生產環境！

1.稀硫銨附線的設定：

稀硫銨附線40S/15min。稀硫銨附線的控制，可根據鍋爐負荷、煙氣量、入塔煙溫、脫硫塔濃縮段液位變化趨勢、密度、循環槽密度等條件酌情靈活調整。但要注意，濃縮段密度接近飽和狀態時，稀硫銨附線程控應及時跟進。嚴禁解列稀硫銨附線程控強行降濃縮段液位，進行熬料！這樣做只會增加二級泵過濾器堵塞的概率！當二級泵堵塞后，循環泵的流量和噴淋層壓力會下降！即；液氣比下降、壓力下降。二級泵噴頭噴淋覆蓋區域會縮小，脫硫塔濃縮段液氣比下降，濃縮液與高溫煙氣熱交換效率下降，料液蒸發速度下降！熬料速度緩慢。隨即濃縮段超溫，高溫煙氣進入脫硫塔吸收段，吸收段吸收效率下降。由于吸收區域的環境溫度上升，引發亞硫酸銨、亞硫酸氫銨等分解產生游離氨、氣溶膠等。增加了三級水洗段的負擔。加快惡化水洗槽的水質導致水洗效果下降，致使煙氣拖尾現象的發生。同時二級泵過濾器堵塞。二級泵在氣蝕狀態下運行，對二級泵泵腔及葉輪損害極大！其次，濃縮段煙氣溫度頻繁大幅波動，頻繁波動的溫差導致熱力效應處于間歇性交變狀態中，熱應力交變期內易導致玻璃鱗片涂層龜裂、開裂、剝落等物理腐蝕失效，誘發濃縮段塔壁玻璃鱗片防腐層失效。腐蝕介質穿透開裂的鱗片縫隙，對塔壁碳鋼板進行腐蝕！

稀硫銨附線的作用：

1). 濃縮段二級泵循環硫銨漿液與高溫煙氣充分接觸利用原高溫煙氣的汽化熱蒸發濃縮硫酸銨漿液，在蒸發的過程中濃縮段液位會持續下降，通過稀硫銨附線補充濃縮段液位維持液位平衡。

2). 消耗循環槽的硫酸銨溶液可以控制循環槽的密度。維持循環槽液相平衡，創造良好的吸收、氧化環境。

3). 在二級泵出現異常時導致濃縮段超溫時，可以開啟稀硫銨附線進行降溫。

4). 因濃縮段硫銨溶液在多數情況下處于飽和狀態。這種飽和漿液與高溫煙氣接觸時，部分硫銨漿液會被上行的煙氣夾帶，粘附在二級泵噴淋層構件、塔壁、稀硫銨附線噴淋層構件、氣帽，造成濃縮段上部積料。稀硫銨附線程控開啟時，噴頭向下分布的會対塔壁進行沖洗；噴嘴向上分布的，會對氣帽進行沖洗。因為循環槽溶液密度相對濃縮段料液密度要低些，在一定程度上可以起到沖洗作用。

塔壁、氣帽積料

稀硫銨附線開啟時間，除考慮以上因素外，還要考慮循環槽密度、濃縮段密度等。可設置90S/15min，具體可更具實際運行工況來靈活調整。目的是維持濃縮段液位處于保持或微降狀態，以便保證當班硫酸銨產量任務的完成。

2.塔壁沖洗水的設定

塔壁沖洗水程控設置一般是20S～30S/45min。塔壁沖洗水與稀硫銨附線設置邏輯應考慮兩者交替運行。做到相對補水少，沖洗效果和熬料速度均不受影響！當濃縮段熬料期間密度＜1.24g/mL為加快熬料速度可暫時解除塔壁沖洗水程控。如果密度＞1.24g/mL時，必須將塔壁沖洗水投入連鎖，嚴禁解列!出料時，將塔壁沖洗水調整至20S/45min。也可根據脫硫塔入口煙溫、煙氣量，確定濃縮段蒸發量，來確定程控運行間隔時間和閥開沖洗時間。塔壁沖洗水量因考慮濃縮段密度和固液比。保證濃縮段液位合理的下降，確保合理的濃度差推動硫銨晶體生長。

塔壁積料

塔壁積料

3.煙道底部、煙道兩側沖洗水的設定

由于脫硫塔入口煙道沖洗的水與塔壁沖洗水、稀硫銨附線沖洗不在一個沖洗面。特殊的設備布局下，它們之間無法相互替代！脫硫塔入口煙道煙氣流場環境非復雜。即；冷熱干濕交替，煙氣流層流擾動絮亂，導致煙氣流場不均勻，其次濃縮段料液中硫酸銨溶液，被絮亂的煙氣層流夾帶回流至脫硫塔入口煙道處，與相對干燥高溫的煙氣接觸后，達到絕對飽和狀態。這種硫酸銨飽和溶液，在入塔煙氣溫度高達150℃，煙氣幾乎處于干燥的環境下，極易析出硫銨晶體。煙氣中的煙塵也會與硫銨晶體混合。并粘附在煙道底板、側墻板等處！如果間隔周期太長或沖洗水量太小，會導致入塔煙道處積料蓄積。積料蓄積干燥后很難清除！嚴重時堵塞煙道沖洗水噴頭。積料蓄積體積越大，脫硫塔入口煙道煙氣絮流擾動越嚴重！導致煙氣分布不均勻！加劇積料，進一步惡化煙氣流通環境！大量積料塊長時間粘附煙道兩側襯板時，襯板附著于煙道墻板的負擔加重，導致襯板開裂或脫落。襯板開裂或脫落后該處防腐層即遭到破壞，使得硫銨溶液直接與煙道墻板、塔體碳鋼材質接觸，腐蝕煙道墻板、塔壁。大料塊脫落時，砸斷濃縮段氧化風管，濃縮段因氧化風管斷裂，硫酸銨料液擾動性下降，濃縮段底部大量積料。同時還會影響濃縮段氧化效果和硫酸銨結晶。停塔后，清理煙道、濃縮段底部積料無謂增加員工的勞動強度！硫酸銨與煙塵混合干結后非常堅硬，不易清除。在清除時使用工器具，可能會破壞煙道、塔底防腐層。當防腐層被破壞，在后期運行時，導致煙道墻板、底板、脫硫塔濃縮段底板腐蝕破損，引發煙道泄露介質。致使維修費用增加、縮短設備運行周期。現場環境加速惡化！煙道底部沖洗水20S/45min、煙道兩沖洗水20S/45min,嚴禁解列或私自更改程控沖洗間隔時間和閥開沖洗時間！

煙道兩側積料

脫硫塔入口煙道積料

4.二級氧化風管沖洗水

每班至少沖洗1次二級氧化風管，單次沖洗時間不得低于200S。如果氧化風壓力波動大于10kPa，二次氧化風管可適當提高沖洗時間及頻次（二次氧化風管壓力波動大于10Kpa存在濃縮段氧化風管分布器堵塞的分險！）。氧化風管沖洗應在脫硫塔濃縮段出完料，化料時優先考慮利用二級氧化風管沖洗水徹底沖洗二級氧化風管確保氧化風管暢通，為系統平穩運行打好基礎。氧化風在脫硫塔濃縮段不只是氧化作用，它還起到擾動作用，避免硫酸銨晶體沉積在濃縮段底部，造成不必要的停車。同時氧化風的擾動可以促進硫酸銨晶體的成長。

5.濃縮段液位計、溢流管的沖洗：

在濃縮段出完料時對濃縮段溢流管進行沖洗單次沖洗時間為40S～60S。

接班后或者濃縮段出完料化料時必須對濃縮段液位計進行沖洗。建議單次沖洗時間為40S～120S。另外濃縮液洗后仍存在偏差則聯系儀表人員進行校驗。

運行工況發生改變時各沖洗水的調整

因鍋爐負荷波動需要修改稀硫銨附線、煙道沖洗水、塔壁沖洗水程控時間時，主要依據脫硫塔濃縮段的液位變化趨勢。當負荷上升煙氣量增加，脫硫塔入口煙溫升高，使得蒸發速度相對加快。此時將稀硫銨附線閥開時間適當延長，閥開周期適當縮短確保化料徹底。（化料時因為要控制濃縮段密度保持在1.24g/mL以下）低密度運行1～2h。熬料期間應使濃縮段液位保持微降趨勢。一般情況下煙道底部、煙道兩側、不做更改，除非負荷大幅波動且長時間維持低負荷運行。而塔壁沖洗水則在為加快熬料速度在脫硫塔濃縮段度低于1.24g/mL時可以暫時解列，但是當濃縮段密度達到1.25g/mL或有硫銨晶體時不應解列，避免塔壁掛料導致二級泵堵塞。

07濃縮段熬料的技巧

1.硫酸銨結晶原理[2]

結晶過程由幾個階段組成，包括過飽和溶液或過冷熔體的形成、晶核的出現、晶體成長和再結晶。結晶的過程中，首先要產生稱為晶核的微觀晶粒作為結晶的核心，其次是晶粒長大成為宏觀的晶粒。無論是晶核能夠產生或使之能夠長大，都必須有一個濃度差作為推動力，這種濃度差稱為溶液的過飽和度。產生晶核的過程稱為成核過程，晶核長大的過程稱為晶體成長過程。由于溶液中加入其他物質的質點或過飽和本身所析出的新固相質點，就是“成核”；此后，原子或分子在這個最初形成的微小晶核上，一層又一層覆蓋直到一定的晶粒大小，這個過程叫做“生長”。在結晶過程中，每一粒晶體必然是一粒晶核生長而成。在一定體積的晶漿中，晶核生成量越少，結晶產品就會長得越大；反之，若晶核生成量越大，溶液中有限的溶質將分別生長到過多的晶核表面上，結晶產品的粒度就會越小。所以密度控制在一定程度上直接影響結晶速度和晶體質量。

[2]節選自《河北化工》2008年10月第31卷第10期 陳文海 關于《硫銨結晶粒度控制》第一節 結晶原理。

2.熬料小竅門

熬料過程是濃縮段經過1~1.5小時低密度運行后，開始逐步提高濃縮段料液密度的過程。如何在相對時間內提高料液密度，實現料液密度逐步趨向飽和。為晶核的生成以及晶體的成長創造條件。在結晶過程中，每一粒晶體必然是一粒晶核生長而成。在母液濃度差的推動下層層覆蓋在最初的晶核上，最終實現晶體的逐步長大。那么在濃縮段低密度運行一段時間后，為了盡快提高料液密度，在鍋爐煙氣量、煙氣溫度變化基本不大的情況下，通過修改沖洗水程控減少濃縮段補水量，降低濃縮段液位來實現提高密度。沖洗水程控修改幅度取決與料液密度，密度越接近飽和沖洗程控修改幅度相對越小。此時主要以稀硫銨附線作為主要維持濃縮段液位！稀硫銨附線的修改幅度則取決與濃縮段的持液量高度。另外適當控制濃縮段液位，通過導入料液槽（硫銨后系統）硫銨母液補充濃縮段液位，促進料液密度逐步趨于飽和，為晶體成長創造條件。

3.熬料時各沖洗程控的調整

當濃縮段料液密度達到1.245g/mL時，應立即將塔壁沖洗程控投入聯鎖運行狀態。煙道兩側、煙道底部沖洗水一般不做調整，鍋爐負荷長周期發生降負荷時才做調整。稀硫銨附線程控閥開間隔時間可適當延長，閥開補液沖洗時間可適當縮段減少補液量，嚴禁解列程控！關注濃縮段液位液位下降趨勢，料液密度變化，實時關注二級泵電流、壓力、濃縮段煙氣溫度變化。

4.熬料時濃縮段液位的控制

當濃縮段料液密度達到飽和溶液后，料液中就會逐步形成硫銨晶體。繼續維持液位處于持平或微降狀態。當濃縮段料液密度達到1.260g/mL固液比達到20%～30%的時候就可以啟動硫銨后系統安排出料了。利用稀硫銨附線控制濃縮段液位，或結合料液槽硫銨母液維持濃縮段液位和固液比保持不變。要控制好固液比，避免固液比太高堵塞二級泵，影響出料。

一般在濃縮段飽和溶液密度≥1.25g/mL的情況下，濃縮段液位應呈微下降趨勢。降液位應該適當將稀硫銨附線閥開時間縮短、閥開間隔周期延長以此減少補液量促使濃縮段液位下降！同時可以利用料液槽硫銨母液倒入濃縮段來提高濃縮段硫銨漿液密度，加快熬料的步伐，絕不是將脫硫塔濃縮段各沖洗點的沖洗水減少或解列！這樣的做法在脫硫塔飽和溶液下極易造成二級泵堵塞！在正常情況下,當濃縮段料液密度達到飽和溶液即密度≥1.25g/mL液位差大概下降為30～40cm即可將硫酸漿液固液比提高至15%～20%。

08系統出料的調整技巧

系統出料時濃縮段、緩沖槽、料液槽之間的液位控制，要考慮維持濃縮段固液比穩定在一定范圍內，不堵塞二級泵，又不影響系統硫銨漿液固液比，保證出料效率！要將料液槽的飽和溶液及時消耗，以最佳的運行狀態，提高硫銨產量！

1.系統出料時液位的控制

硫銨結晶顆粒正常時，濃縮段固液比達到15%向緩沖槽倒液，對于固液比超過25%的塔，在保持濃縮段液位下降過程中可啟動料液泵緩慢向濃縮段倒液。

出料期間關注離心機電流、旋流器壓力變化和濃縮段二級泵電流、壓力變化。出料時，控制濃縮段的液位避免忽高忽低的現象。在固液比一定的條件下，濃縮段液位控制不好突然增高會導致固液比迅速下降影響出料速度、濃縮段液位突然降低會導致固液比突然增高，容易導致二級泵電流升高或造成二級泵入口過濾器堵塞。

2.濃縮段液位與固含量的維持

若濃縮段固液比開始呈下降狀態時，應修改稀硫銨附線閥開時間適當縮短，閥開間隔時間適當延長，控制濃縮段液位處于持續下降狀態，以維持濃縮段固液比不低于15%保證出料正常。如果固液比持續下降時，應再次適當減少稀硫銨附線的補液量和塔壁沖洗水的沖洗頻次，但要保持二級泵的運行正常。同時適當降低料液泵運行頻率減少濃縮段的補液量。控制濃縮段液位處于下降趨勢，以維持固液比確保出料正常。控制液位的下降目的是維持濃縮段固液比。直到濃縮段液位降到1.1m。以出料必出盡，為原則。將濃縮段硫銨出盡！為后續系統化料操作創造條件。

3.旋流器旋流子的口徑選擇

原則上固液比高于30%硫銨晶體顆粒正常情況下，優先選擇1~2個φ16旋流子出料；固液比15%~20%，優先選擇2~3個φ14或者選擇一個φ16和1個φ14旋流子出料；固液比在12%以內，選擇1個φ12或1個φ14旋流子出料。出料時也可根據硫酸銨結晶顆粒大小來確定旋流器陶瓷嘴的口徑，硫酸銨顆粒直徑越小選擇陶瓷嘴口徑越小，固液比越高且硫銨晶體顆粒越大,選擇陶瓷嘴口徑相對越大。而陶瓷嘴個數則有離心機電流和離心機篩網濾料餅厚度和硫銨含水量來決定。一般硫酸銨含水量要控制在4%以內。

出料期間旋流器給料泵出口閥門必須全部打開，旋流器壓力控制在0.11MPa~0.14 MPa之間。禁止節流沖刷管道及出口閥門。選擇旋流子口徑大小應觀察旋流器內壁是否有足夠的掛料厚度（用500ml量筒測量旋流器底流口固液比控制在50%~85%以內，固液比太高會導致旋流子頂部端蓋側往料液槽跑料。旋流器底流口固液比過低，則會導致離心機無料或異常震動），同時參考旋流器給料泵的輸出頻率、給料頻率一般在35Hz~37Hz。在硫酸銨顆粒較細小或固液比相對低于10%時，選擇兩個φ12旋流子運行。旋流器給料泵頻率大概40 Hz 。具體應根據實際工況，靈活調整！現場還可根據旋流器旋流子底流口固液比來調整給料泵的頻率或需要開啟的旋流子個數。一般固液比偏高且旋流器壓力相對偏高時，旋流子口徑選擇相對小時會出現旋流器往料液槽跑料現象。另外，因確保所選用旋流子底流口暢通，如果出現堵塞因及時疏通。避免因旋流子底流口堵塞造成料液槽固液比異常偏高和出料效率下降。如疏通條件不具備時，要關閉該旋流子控制閥，待設備停用后逐一清理或用沖洗水疏通，保證達到良好的狀態。控制旋流器旋流子底流口固液比在85%以內或旋流器上部端蓋側固液比在3~5％時跑料現象會得到有效控制！這方面需要操作者用心領會！

對于離心機初次布料出現震動時考慮旋流器壓力在0.11MPa~0.13MPa使用一個φ14旋流子（旋流子出口固液比在70%左右）并且先行完成離心機內網、外網均勻布料后，運行1~2min再陸續開啟第二個旋流子完成二次布料，間隔1min后在陸續開啟第三個旋流子完成布料達到理想的濾餅厚度。同時關注旋流器壓力、離心機油泵、主機電流 。以此類推直到達到最佳的出料效率！同時應關注料液槽與脫硫塔濃縮段、緩沖槽之間的液位變化，使其循環處于平衡狀態。這一點非常重要，如果控制的得當可以達到相同工況下最佳的硫酸銨產量！

4.緩沖槽液位、料液槽液位控制

緩沖槽液位、料液槽液位控制要考慮濃縮段固液比的變化，不應出現三者之間液位失衡而波及濃縮段固液比過高或無料可出。同時還要兼顧系統煙氣量，入塔煙氣溫度變化等因素！這方面就要靠在座各位的悟性了！其次緩沖槽、料液槽攪拌器為置頂式攪拌器，置頂式攪拌器在運行時的平衡，由合理的液位形成一定的阻尼來保持攪拌器的運行平衡，如果液位控制低于攪拌器葉片，則會使攪拌器失去平衡導致攪拌器大軸彎曲變形，引發設備事故。液位控制的太低導致攪拌器在失衡狀態下運行，維持攪拌器平衡的阻尼被破壞，導致攪拌器的大軸變形。無論是框式攪拌器、還是葉片式攪拌器，它都是以攪拌器軸心做平衡運行。如果攪拌器大軸彎曲變形，導致攪拌器平衡被破壞。出現攪拌器及基座開始出現擺動現象。此時無論液位是否合理，都會在運行中出現擺動。如果液位控制不合理則會加速惡化攪拌器平衡性能。導致攪拌器大軸與減速機等鏈接緊固螺栓極易脫落，而引發攪拌器故障以及攪拌器葉片與罐壁防腐產生摩擦損壞緩沖槽防腐層。

5.常見的出料異常問題

一般出料時常見的問題大概歸類有以下幾個方面：

1). 旋流器陶瓷嘴選型與硫銨晶體、固液比等不匹配。

2). 旋流器跑料嚴重。

3). 旋流器旋流子閥門堵塞或陶瓷嘴堵塞，導致的旋流器運行效率下降。

4). 離心機震動異常。

5). 離心機推料異常等問題。

6). 硫銨晶體含水量超標。

09系統化料的注意事項

1.系統為什么要進行化料

為了確保系統平穩運行。必須保證脫硫塔濃縮段二級泵運行正常、濃縮段氧化風的良好的氧化和擾動，防止脫硫塔濃縮段塔壁、噴淋層、氣帽、脫硫塔入口煙道、脫硫塔濃縮段底部積料。避免堵塞氧化風管，造成氧化風擾動下降，硫銨結晶異常等問題，必須做到出料出盡，化料要徹底！

2.系統化料時的程控設定

化料時各沖洗點程控：煙道底部、煙道兩側、塔壁、濃縮段液位計、二次氧化風管、濃縮段溢流管等沖洗錯峰逐個進行。沖洗時間為：二級氧化風管沖洗水不少于10min，濃縮段塔壁沖洗水2～3min、煙道底部和兩側沖洗水各沖洗3min~5min。液位計沖洗時間3min。稀硫銨附線則通過程控控制，階段性往濃縮段補液化料，逐步提高濃縮段液位，降低濃縮段料液密度。

3.系統化料時的液位控制

濃縮段各程控、稀硫銨附線完成沖洗化料后各程控沖洗恢復程序自動控制。利用稀硫銨附線通過程控控制階段性的補入濃縮段，同時消耗循環槽吸收液降低吸收液密度，使其控制在1.0～1.165g/mL范圍。現場測量濃縮段料液密度并反饋給主控室，主控操作將DCS界面濃縮段顯示密度進行輸入修改。濃縮段液位主要以稀硫銨附線控制維持液位的逐步提升，將濃縮段液位維持1.5m～1.8m運行1~2小時密度控制在1.20g/mL以內，為系統平穩運行打好基礎。如果檢修槽溶液比重較低，化料時候可以定量打至脫硫塔進行消耗，具體量根據實際工況確定。

4.二級泵過濾器的沖洗

如果出料或運行中遇到二級泵過濾器堵塞，切換備用泵后。當出完料可以利用化料過程對堵塞的二級泵進行沖洗或利用二級泵出口沖洗水進行沖洗過濾器化料。使設備處于完好備用狀態！

10結束語

通過這次的分享：旨在打造低成本、高效率運行，同時為員工創造輕松愉悅的工作環境！這也是我永恒不變的初衷！大家在運行中多關注異常問題，做到早發現早采取措施！我們不怕問題的出現，就怕你無視問題，任由問題肆虐泛濫！

應該從發現問題、解決問題中不斷學習，不斷的積累經驗，逐步提高完善自己崗位操作技能！總之細節決定成敗，關注細節養成良好的操作習慣，尊重客觀事實！促進設備穩定、高效率運行，降低維修費用使得設備保持低成本運行模式！