工作原理
某电厂脱硫系统是引进德国鲁奇技术的烟气循环流化床(CFB-FGD)半干法脱硫技术，设计原煤含量在0.33％-1％之间，脱硫效率90％以上，分三个基本自动控制流程。
1、二氧化硫排放控制
监测SO2排放量信号，用于调节脱硫剂的加入量。当SO2排放量较大时，就应加入更多的吸收剂去吸收更多的SO2，当SO2排放量较小时，就应减少吸收剂的使用，是系统运行经济合理，降低成本。
2、脱硫塔温度控制
调节喷水系统的开度和喷水量的大小，是床温在各种符号和工况条件下，烟气的酸雾露点温度始终保持在较高处，这样，吸收塔的活性最佳，能够较好地捕捉SO2，并发生化学反应，提高脱硫率。
3、脱硫塔地压降控制
监测脱硫塔的压降，用于调节再循环量的大小，是脱硫渣循环量和循环次数再设计范围之内，这样既可控制下游脱硫除尘器的入口灰尘的质量浓度和烟囱烟尘质量浓度的排放，又可提高吸收剂的利用率，减低碱算比。烟气循环流化床半干法脱硫主要控制回路示意图如下：
三个控制回路完全独立，各行其是，互不影响，脱硫剂、水和脱硫灰的再循环独立加入到脱硫塔。
传统控制策略设计
一般来说，SO2排放浓度控制的控制策略如此：设计两个调节系统，，一个调节系统调节SO2排放浓度，另一个调节系统调节吸收塔内温度。
在调节裕量充分的情况下，这两个系统的整定问题应该是不多的。最大的问题就是滞后时间稍长，尤其是SO2排放浓度调节系数，烟气中的硫分和生石灰在吸收塔内要进行化学反应，然后排放的SO2浓度才受到影响。
调节裕度问题
对于干法脱硫，烟气中的硫分和生石灰在吸收塔内要进行化学反应，有个最佳反应温度。最佳反应温度设计为72℃.理论上，我们应当尽力维持吸收塔内温度在72℃，然后再根据SO2的排放浓度，决定生石灰的投入量。
短期内保持吸收塔内温度再设计值是完全有可能的。但长久保持在设计值，也会有很大问题：
①工艺水量过大。相比与环保的重要性来说，这个问题可以忽略不计。
②设备的腐蚀
当吸收塔温度维持较低的时候，设备的腐蚀就会加剧，最终导致设备使用寿命极具缩短，甚至造成吸收塔本身腐蚀加剧，设备因腐蚀而不能使用。当入炉煤的硫分较低时，我们完全可以少投入工艺水，多投入点生石灰，只要SO2能满足要求既可。
在实际运行中这是一个比较难把握的度：
①增加工艺水量→降低反应温度→减少脱硫剂用量→减少SO2排放量→减少排污费。
②增加工艺水量→降低反应温度→加剧设备腐蚀→减少设备使用寿命
怎样在这两条线之间综合衡量，作出取舍，是个比较重要的问题。所以，为了延长系统寿命，并满足环保排放要求，下面是许多厂都采取的模式：
投入脱硫剂→减少SO2排放浓度
当单纯依靠脱硫剂、SO2排放浓度不能达到要求时，减低吸收塔温度设定值→增加工艺水量→降低吸收塔温度→观察SO2排放浓度并继续调节→如此反复。
这种方法最终可以调整好SO2排放和工艺水之间的关系。
这个方法反复让运行人员手动调节调节器设定值，很难实现稳准快的要求。昌晖仪表制造有限公司在不断完善和总结现有控制模式的基础上，推出“浓度-温度协调控制”，解决控制系统滞后问题。
浓度-温度协调控制
浓度-温度协调控制的整体思路，仍旧离不开SO2控制调节器和吸收塔内温度调节器。浓度-温度协调控制与单纯孤立的单回路调节系统相比，这个协调增加了两个调节系统之间的联系。
该协调仍旧是两个调节回路，实际上它更像一个添加了几个环节的串级调节系统，说它更像，其实不是。因为每个回路都各自有自己需要控制的对象，而的输出一方面要控制脱硫剂的添加量，另一方面要去影响温度控制回路的设定值。
SO2控制回路的输出是控制变频器的转速，变频器控制脱硫剂的添加量。那么当变频器输出超过80％额定转速时，我们可以认为SO2控制回路已经接近最大出力，此时SO2不大容易控制了，需要降低吸收塔温度。经过倍数和反向换算，进入温度控制回路，去影响设定值。需要说明的是：图中“≥-”功能模块是个不严格的表述，只是为了叙述简单而做的简化，它的意思是当数据小于80％时不进行计算，该模块输出始终为0。
还有一种情况，就是当燃煤的硫分快速变化的时候，此时即使SO2波动还大，但是从趋势来看有迅速超标的可能，此时我们可以对控制回路的输出进行微分，然后去影响温度回路的设定值。
其他方式的脱硫系统可参照“浓度-温度协调控制”进行修改，昌晖自动化与大家分享该控制方法，意在抛砖引玉，欢迎广大自控从业人员多提宝贵意见！
