工作原理
某電廠脫硫系統是引進德國魯奇技術的煙氣循環流化床(CFB-FGD)半干法脫硫技術，設計原煤含量在0.33％-1％之間，脫硫效率90％以上，分三個基本自動控制流程。
1、二氧化硫排放控制
監測SO2排放量信號，用于調節脫硫劑的加入量。當SO2排放量較大時，就應加入更多的吸收劑去吸收更多的SO2，當SO2排放量較小時，就應減少吸收劑的使用，是系統運行經濟合理，降低成本。
2、脫硫塔溫度控制
調節噴水系統的開度和噴水量的大小，是床溫在各種符號和工況條件下，煙氣的酸霧露點溫度始終保持在較高處，這樣，吸收塔的活性最佳，能夠較好地捕捉SO2，并發生化學反應，提高脫硫率。
3、脫硫塔地壓降控制
監測脫硫塔的壓降，用于調節再循環量的大小，是脫硫渣循環量和循環次數再設計范圍之內，這樣既可控制下游脫硫除塵器的入口灰塵的質量濃度和煙囪煙塵質量濃度的排放，又可提高吸收劑的利用率，減低堿算比。煙氣循環流化床半干法脫硫主要控制回路示意圖如下：
三個控制回路完全獨立，各行其是，互不影響，脫硫劑、水和脫硫灰的再循環獨立加入到脫硫塔。
傳統控制策略設計
一般來說，SO2排放濃度控制的控制策略如此：設計兩個調節系統，，一個調節系統調節SO2排放濃度，另一個調節系統調節吸收塔內溫度。
在調節裕量充分的情況下，這兩個系統的整定問題應該是不多的。最大的問題就是滯后時間稍長，尤其是SO2排放濃度調節系數，煙氣中的硫分和生石灰在吸收塔內要進行化學反應，然后排放的SO2濃度才受到影響。
調節裕度問題
對于干法脫硫，煙氣中的硫分和生石灰在吸收塔內要進行化學反應，有個最佳反應溫度。最佳反應溫度設計為72℃.理論上，我們應當盡力維持吸收塔內溫度在72℃，然后再根據SO2的排放濃度，決定生石灰的投入量。
短期內保持吸收塔內溫度再設計值是完全有可能的。但長久保持在設計值，也會有很大問題：
①工藝水量過大。相比與環保的重要性來說，這個問題可以忽略不計。
②設備的腐蝕
當吸收塔溫度維持較低的時候，設備的腐蝕就會加劇，最終導致設備使用壽命極具縮短，甚至造成吸收塔本身腐蝕加劇，設備因腐蝕而不能使用。當入爐煤的硫分較低時，我們完全可以少投入工藝水，多投入點生石灰，只要SO2能滿足要求既可。
在實際運行中這是一個比較難把握的度：
①增加工藝水量→降低反應溫度→減少脫硫劑用量→減少SO2排放量→減少排污費。
②增加工藝水量→降低反應溫度→加劇設備腐蝕→減少設備使用壽命
怎樣在這兩條線之間綜合衡量，作出取舍，是個比較重要的問題。所以，為了延長系統壽命，并滿足環保排放要求，下面是許多廠都采取的模式：
投入脫硫劑→減少SO2排放濃度
當單純依靠脫硫劑、SO2排放濃度不能達到要求時，減低吸收塔溫度設定值→增加工藝水量→降低吸收塔溫度→觀察SO2排放濃度并繼續調節→如此反復。
這種方法最終可以調整好SO2排放和工藝水之間的關系。
這個方法反復讓運行人員手動調節調節器設定值，很難實現穩準快的要求。昌暉儀表制造有限公司在不斷完善和總結現有控制模式的基礎上，推出“濃度-溫度協調控制”，解決控制系統滯后問題。
濃度-溫度協調控制
濃度-溫度協調控制的整體思路，仍舊離不開SO2控制調節器和吸收塔內溫度調節器。濃度-溫度協調控制與單純孤立的單回路調節系統相比，這個協調增加了兩個調節系統之間的聯系。
該協調仍舊是兩個調節回路，實際上它更像一個添加了幾個環節的串級調節系統，說它更像，其實不是。因為每個回路都各自有自己需要控制的對象，而的輸出一方面要控制脫硫劑的添加量，另一方面要去影響溫度控制回路的設定值。
SO2控制回路的輸出是控制變頻器的轉速，變頻器控制脫硫劑的添加量。那么當變頻器輸出超過80％額定轉速時，我們可以認為SO2控制回路已經接近最大出力，此時SO2不大容易控制了，需要降低吸收塔溫度。經過倍數和反向換算，進入溫度控制回路，去影響設定值。需要說明的是：圖中“≥-”功能模塊是個不嚴格的表述，只是為了敘述簡單而做的簡化，它的意思是當數據小于80％時不進行計算，該模塊輸出始終為0。
還有一種情況，就是當燃煤的硫分快速變化的時候，此時即使SO2波動還大，但是從趨勢來看有迅速超標的可能，此時我們可以對控制回路的輸出進行微分，然后去影響溫度回路的設定值。
其他方式的脫硫系統可參照“濃度-溫度協調控制”進行修改，昌暉自動化與大家分享該控制方法，意在拋磚引玉，歡迎廣大自控從業人員多提寶貴意見！
