2.6　氧化镁脱硫

2.6.1　技术方法

2.6.1.1　方法概述

HJ/T 179—2005《火电厂烟气脱硫工程技术规范　石灰石/石灰-石膏法》适用于新建、扩建和改建容量为400t/h（机组容量为100MW）及以上燃煤、燃气、燃油火电厂锅炉或供热锅炉同期建设或已建锅炉加装的石灰石/石灰-石膏法烟气脱硫工程的规划、设计、评审、采购、施工及安装、调试、验收和运行管理。对于400t/h以下锅炉，当几台锅炉烟气合并处理，或其他工业炉窑，采用石灰石/石灰-石膏湿法脱硫技术时参照执行。

由于氧化镁法与石灰石-石膏法同属于湿法工艺，工艺设计原则基本一致，除石膏系统外可参照HJ/T 179—2005执行。

对石灰石膏系统，液气比一般都在10～15L/m3以上，而氧化镁在3～5L/m3以下。由于镁法脱硫的反应产物是亚硫酸镁和硫酸镁，具有综合利用价值。可以进行强制氧化全部生成硫酸镁，然后再经过浓缩、提纯生成七水硫酸镁；也可以直接煅烧生成二氧化硫气体来制硫酸。我国是一个硫资源相对缺乏的国家，硫黄的年进口量超过500万吨，折合二氧化硫750万吨。硫酸镁在食品、化工、医药、农业等很多方面应用都比较广，市场需求量也比较大。镁法脱硫充分利用了现有资源，推动了循环经济的发展。

2.6.1.2　资源情况

脱硫工程采用湿式钙法工艺，这主要是因为钙资源丰富价廉，湿式钙法脱硫效率高，运行工艺相对成熟。但钙法工艺有其弱点，就是脱硫副产物难以处理，脱硫石膏在中国缺乏市场。

氧化镁脱硫是比较有希望的脱硫工艺。中国是一个富镁资源大国。如果用氧化镁工艺脱硫，伴随的副产品硫酸镁、活性氢氧化镁等，有着广阔而灵活的市场。从运行技术上看，镁法、氨法、钠法不堵塞，钙法易结垢堵塞，因此应优先选用镁法、氨法和钠法。双碱法可减缓结垢和堵塞，但废弃物的难题不好解决。

氧化镁脱硫工艺主要作为抛弃法，在运行成本上也不比钙法高，因为脱除1t二氧化硫，需要1.8～2.2t的碳酸钙粉（价格约150元/t），而用氧化镁（价格约400元/t）只需约0.8t，实际脱硫的费用是差不多的，更何况氧化镁脱硫效率更高、不结垢、不堵塞，综合运行费用会更低。

我国氧化镁资源丰富，菱镁矿是我国的优势矿产，其储量和出口量均列世界前列。辽宁营口、山东莱州、河北邢台、山西、河南和甘肃等地都有丰富的菱镁矿，1995年全国产量145万吨。菱镁矿矿区储量统计见表2-8。

菱镁矿主要成分为碳酸镁，经过高温煅烧分解即得到氧化镁。

2.6.1.3　系统构成

典型的氧化镁法烟气脱硫工艺流程如图2-10所示。

2.6.1.4　后续系统

（1）制硫酸工艺

对于氧化镁来说，在吸收塔内与二氧化硫反应后变成亚硫酸镁，部分被烟气中的氧气氧化变成硫酸镁。混合浆液通过脱水和干燥工序除去固体的表面水分和结晶水，干燥后的亚硫酸镁和硫酸镁经再生工序，对其焙烧使其分解得到氧化镁，同时析出二氧化硫。焙烧的温度对氧化镁的性质影响很大，适合氧化镁再生的焙烧温度为660～870℃。当温度超过1200℃时，氧化镁就会被烧结，不能再作为脱硫剂使用。焙烧炉排气中的二氧化硫浓度为10％～16％，经除尘后可以用于制造硫酸，再生后的氧化镁重新循环用于脱硫。

（2）制七水硫酸镁工艺

在脱硫塔内二氧化硫和氢氧化镁反应，生成的亚硫酸镁进入吸收塔底浆液池，由鼓风机往浆液池强制送风氧化成硫酸镁。含硫酸镁的浆液连续循环用于脱硫过程，当硫酸镁达到一定浓度后由泵打入集液池，接着送至硫酸镁脱杂系统，硫酸镁溶液经浓缩结晶出七水硫酸镁。

2.6.2　反应原理

2.6.2.1　吸收原理

氧化镁的脱硫机理与氧化钙的脱硫机理相似，都是碱性氧化物与水反应生成氢氧化物，再与二氧化硫溶于水生成的亚硫酸溶液进行酸碱中和反应，氧化镁反应生成的亚硫酸镁和硫酸镁，再经过回收SO2后进行重复利用，或者将其强制氧化转化成硫酸盐，制成七水硫酸镁副产物。

吸收液通过喷嘴雾化喷入吸收塔，分散成细小的液滴并覆盖吸收塔的整个断面。这些液滴中的Mg（OH）2、MgSO3与塔内烟气逆流接触，发生传质与吸收反应，烟气中的SO2、SO3及HCl、HF被吸收，与Mg（OH）2、MgSO3转化成MgSO3、Mg（HSO3）2、MgSO4。SO2吸收的产物MgSO3、Mg（HSO3）2、MgSO4浆液进入循环池，在循环池中进行强制氧化和中和反应。

为了维持吸收液恒定的pH值在6～7之间，并减少氧化镁的消耗量，氧化镁（调浆浓度一般在15％～20％）被连续加入吸收塔，同时吸收塔内的吸收剂浆液被搅拌机、氧化空气和吸收塔循环泵不停地搅动，以加快氧化镁在浆液中的均布和溶解。吸收SO2的吸收液，经沉淀和液固分离后进入循环，通过pH值自控系统加MgO乳液，保证pH值为6～7循环使用。沉淀池底的烟尘和少量镁盐结晶，经过抓斗定期清理外运。定期或连续排放部分循环液，以稳定溶液中MgSO4含量。MgSO4常温下在水中饱和溶解度达40％左右，考虑到浓度对脱硫率的影响，吸收液中MgSO4含量控制在20％左右。

2.6.2.2　吸收反应

烟气与喷嘴喷出的循环浆液在吸收塔内有效接触，循环浆液吸收大部分SO2，反应如下：

2.6.2.3　中和反应

吸收剂浆液保持一定的pH值（6～7），在吸收塔内发生中和反应，中和后的浆液在吸收塔内再循环，中和反应如下：

中和反应本身并不困难，如何增加氧化镁的溶解度，强化中和反应的进程，其措施如下：

①提高氧化镁的活性，选用纯度高的氧化镁，减少杂质；

②细化氧化镁粒径，提高溶解速率；

③降低pH值，增加氧化镁溶解度，提高氧化镁的利用率；

④增加氧化镁在浆池中的停留时间；

⑤提高氧气在浆液中的溶解度，减少CO2在液相中的溶解，强化中和反应。

2.6.2.4　氧化反应

吸收液中的主要成分是MgSO3、Mg（HSO3）2和MgSO4，部分在吸收塔喷淋区被烟气中的氧所氧化，其他的在反应池中被氧化空气完全氧化，反应如下：

氧化反应是液相连续，气相离散。氧在水中的溶解度比较小，根据双膜理论，传质速率受液膜传质阻力的控制。强化氧化反应的措施包括：

①增加氧化空气的过量系数，增加氧浓度；

②改善氧气的分布均匀性，减小气泡平均粒径，增加气液接触面积。

2.6.2.5　其他反应

烟气中的其他污染物如SO3、HCl、HF和尘都被循环浆液吸收和捕集。SO3、HCl和HF与悬浮液中的氧化镁按以下反应式发生反应：

2.6.2.6　影响因素

（1）pH值影响

吸收浆液最终形成MgO-SO2-SO3-H2O的四元体系，它随着各组分含量的变化生成MgSO3、Mg（HSO3）2、MgSO4和Mg（OH）2等化合物。当MgO含量比较高，并且pH>6.5时，形成MgSO3-Mg（OH）2-MgSO4-H2O体系；当SO2含量比较高，并且pH值<6.5时，形成MgSO3-Mg（HSO3）2-MgSO4-H2O体系；当pH值高时，浆液的吸收能力相应增大。

（2）SO2平衡分压

吸收浆液面上的SO2平衡分压是衡量吸收能力的指标，对镁含量相同的吸收液，SO2平衡分压越低，吸收SO2越有利，对SO2的化学容量也越大。影响系统SO2平衡分压的因素有：溶液的温度、MgSO4含量、SO2含量及SO2/Mg的摩尔比等。

①温度的影响　根据蒸气压（Antoine）方程，温度与平衡分压的关系如下：

lnpv=A-B/（t+C）

式中　A、B、C——常数；

pv——蒸汽压，kPa；

t——温度，K。

依据方程随着温度升高，液面上SO2平衡分压升高很快。

②MgSO4的影响　MgSO4含量的影响是很显著的，MgSO4含量增加则SO2平衡分压明显升高，实测数据见表2-9。

③SO2含量及SO2/Mg的影响　溶液中的SO2是以MgSO3和Mg（HSO3）2的形态存在，而SO2/Mg的摩尔比是随溶液中MgSO3和Mg（HSO3）2比例变化的；如果溶液中仅存在MgSO3，则SO2/Mg的摩尔比为1；如果仅存在Mg（HSO3）2，则SO2/Mg的摩尔比为2。通常溶液中共存有MgSO3和Mg（HSO3）2，所以SO2/Mg的摩尔比介于1～2之间。由于液面上的SO2平衡分压随着SO2/Mg比值增大而升高；为保证高的SO2脱除率，循环吸收液以高pH值、低温和低SO2/Mg比值为宜。

（3）与Al的反应

Al主要来源于烟气中的飞灰，可溶解的Al在F-浓度达到一定条件下，会形成氟化铝络合物（胶状絮凝物），严重时会导致反应恶化的事故。

（4）与Cl的反应

在接近封闭的系统中，FGD工艺会把吸收液从烟气中吸收溶解的氯化物富集到非常高的浓度，这些溶解的氯化物会对系统不利，控制Cl-的浓度在12000～20000mg/L是很重要的因素。

2.6.2.7　系统控制

氢氧化镁溶解性差，硫酸镁或亚硫酸镁溶解性好，因此氢氧化镁法脱硫中亚硫酸镁是脱硫反应的主体，其溶解度曲线如图2-11所示。

超过了饱和溶解度会由于结晶物生成造成管路堵塞。如果浆状氢氧化镁不影响脱硫装置的脱硫效率，为了得到高脱硫率而又不担心管道堵塞，条件是恰当控制吸收液的pH值、镁盐总浓度及亚硫酸盐总浓度，并且系统需要具备一定的氧化性，以使吸收液中亚硫酸镁的含量稳定。

吸收液中MgSO3能形成两种结晶化合物，即MgSO3·3H2O和MgSO3·6H2O。由于MgSO3·3H2O结晶粒度很细，凝聚性差不易沉淀除去，故操作中控制产生MgSO3·6H2O结晶为宜。通常随温度升高和pH值升高，易导致MgSO3·3H2O结晶量增多，循环吸收液pH宜选定在6.5左右，操作温度宜控制在40℃左右。

吸收液与SO2烟气接触pH值就降低，减低的程度取决于MgSO3/SO2的比，也取决于吸收液中MgSO3浓度及循环液量，为了得到高的脱硫率，在脱硫塔的全范围内保持过剩的MgSO3是必要的，同时为了保证吸收液组成的稳定和状态，要补给相当于吸收了SO2量的Mg（OH）2。吸收液达到一定盐浓度后，引出部分作为排放水。排放水有残存的亚硫酸盐和煤灰等悬浮物，需要经地沟沉淀氧化方可排放。

若需进一步提高脱硫效率，可在清水池内加入少量NaOH，由于氢氧化镁的溶解度较低，因此要控制NaOH的加入量，使其循环液pH值不高于8.4，否则致使氢氧化镁沉淀而造成浪费。

整个脱硫反应主要的产物是MgSO3，而MgSO3又是脱硫反应的主要吸收剂。通常MgSO3在有足够O2存在时，会发生氧化反应生成MgSO4，MgSO4在反应中不起作用。在吸收液中MgSO4达到一定浓度会结晶析出，与MgSO3·6H2O结晶一起排放，或干燥后热分解再生成MgO循环使用。

SO2传质阻力主要是气膜传质阻力，提高气速可以有效提高总传质速率；对于MgSO3的氧化，由于O2的传质阻力主要在液膜，与SO2吸收恰恰相反，增强SO2的气膜传质系数，会限制亚硫酸镁的氧化。

2.6.3　系统描述

2.6.3.1　FGD系统构成

锅炉烟气经进口挡板门进入脱硫增压风机，通过烟气换热器后进入吸收塔，洗涤脱硫后的烟气经除雾器除去带出的小液滴，再通过烟气换热器从烟囱排放。烟气脱硫装置应由下列系统组成：①吸收剂浆液制备系统；②烟气系统；③吸收及氧化系统；④副产物处理系统；⑤废水处理系统；⑥自控和在线监测系统；⑦其他系统。

新建脱硫装置的烟气设计参数宜采用锅炉最大连续工况（BMCR）、燃用设计燃料时的烟气参数，校核值宜采用锅炉经济运行工况（ECR）、燃用最大含硫量燃料时的烟气参数。已建电厂加装烟气脱硫装置时，其设计工况和校核工况宜根据脱硫装置入口处实测烟气参数确定，并充分考虑燃料的变化趋势。烟气脱硫装置的脱硫效率一般应不小于95％，主体设备设计使用寿命不低于30年，装置的可用率应保证在95％以上。

2.6.3.2　吸收剂浆液制备系统

（1）吸收剂的选择

用于脱硫的吸收剂中MgO的含量宜高于85％；对于燃烧中低含硫量燃料煤质的锅炉，细度应保证250目90％过筛率；当燃烧中高含硫量煤质时，细度宜保证325目90％过筛率。

（2）吸收剂的制备

吸收剂浆液制备系统可按两套或多套装置合用设置，但一般应不少于两套；当电厂只有一台机组时可只设一套。制备系统的出力应按设计工况下消耗量的150％选择，且不小于100％校核工况下的消耗量。

每座吸收塔应设置两台（一用一备）浆液泵，浆液管道上的阀门宜选用蝶阀，尽量少采用调节阀。阀门的通流直径宜与管道一致。浆液管道上应有排空和停运自动冲洗的措施。

（3）浆液制备过程

外购氧化镁粒径如果符合要求，不需粉碎可以直接进入消化装置，制成浓度在15％～25％的浆液，然后通过浆液输送泵送至吸收塔内完成脱硫。

为了维持吸收液的pH值恒定在6～7之间，通过pH值自控系统加入MgO乳液；为减少氧化镁的消耗量，氧化镁被连续加入吸收塔，脱硫所需要的氧化镁浆液量由锅炉负荷、烟气的SO2浓度和Mg/S来联合控制；需要制备的浆液量由浆液箱的液位来控制，浆液的浓度由密度计控制实现。浆液输送管上分支出再循环管回到氧化镁浆液箱，以防止浆液在管道内沉淀。MgSO4常温下在水中饱和溶解度达40％左右，考虑到浓度对脱硫率的影响，吸收液中MgSO4含量控制在20％左右。

2.6.3.3　烟气系统

（1）脱硫增压风机

脱硫增压风机宜装设在脱硫装置进口处，其参数应按下列要求考虑。

①吸收塔的脱硫增压风机宜选用静叶可调轴流式风机，当机组容量为300MW及以下容量时，也可采用高效离心风机。当风机进口烟气含尘量能满足要求时，可采用动叶可调轴流式风机。

②当机组容量为300MW及以下时，宜设置一台脱硫增压风机，不备用。对于800～1000MW机组，宜设置两台动叶可调轴流式风机。对于600～700MW机组，也可设置两台增压风机；当设置一台增压风机时应采用动叶可调轴流式风机。

③增压风机的风量应为锅炉满负荷工况下的烟气量的110％，另加不低于10℃的温度裕量；增压风机的压头应为脱硫装置在锅炉满负荷工况下并考虑10℃温度裕量下阻力的120％。

（2）烟气换热器

烟气系统宜装设烟气换热器，脱硫后烟气温度一般应达到80℃以上排放。烟气换热器下部烟道应装设疏水系统。可以选择管式换热器或回转式换热器，当原烟气侧设置降温换热器有困难时，也可采用在净烟气侧装设蒸汽换热器。

（3）挡板门

烟气脱硫装置宜设置旁路烟道。旁路挡板门的开启时间应能满足脱硫装置故障不引起锅炉跳闸的要求。烟道挡板宜采用带密封风的挡板，旁路挡板门也可采用压差控制不设密封风的单挡板门。

（4）工作过程

从锅炉来的热烟气经增压风机增压后，进入烟气换热器（GGH）降温侧冷却后进入吸收塔，向上流动穿过喷淋层，在此烟气被冷却到饱和温度，烟气中的SO2被氧化镁浆液吸收。除去SOx及其他污染物的烟气经GGH加热至80℃以上，通过烟囱排放。

GGH是利用热烟气所带的热量，加热吸收塔出来的冷的净烟气；设计条件下没有补充热源时，可将净烟气的温度提高到80℃以上。GGH正常运行时，清洗系统每天需使用蒸汽吹灰三次；系统还配有一套在线高压水洗装置，约一个月使用一次。自动吹灰系统可保证GGH的受热面不受堵塞，保持净烟气的出口温度。

烟道上设有挡板系统，包括一台FGD进口原烟气挡板，一台FGD出口净烟气挡板和一台旁路烟气挡板。在正常运行时，FGD进口/出口挡板开启，旁路挡板关闭。在故障情况下，开启烟气旁路挡板门，关闭FGD进口/出口挡板，烟气通过旁路烟道绕过FGD系统直接排到烟囱。在BMCR工况下，烟道内任意位置的烟气流速不大于15m/s。

2.6.3.4　吸收氧化系统

（1）脱硫吸收塔

脱硫装置设计温度采用锅炉设计煤种BMCR工况下，从主机烟道进入脱硫装置接口处的运行烟气温度。新建机组同期建设的运行温度，一般为锅炉额定工况下，脱硫装置进口处运行烟气温度加50℃。300MW以上机组宜一炉一塔，200MW以下机组宜两炉一塔。

吸收塔宜采用钢结构，内壁采用衬胶或衬树脂鳞片或衬高镍合金板。塔外应设置供检修维护的平台和扶梯，设计荷载不应小于4000N/m2，平台宽度不小于1.2m，塔内不应设置固定式的检修平台。塔内与喷嘴相连的浆液管道应考虑检修维护措施，应考虑不小于500N/m2的检修荷载。

（2）烟气除雾器

吸收塔应装设除雾器，除雾器出口的雾滴浓度应不大于75mg/m3（标态）。除雾器应考虑检修维护措施，支撑梁的设计荷载应不小于1000N/m2。除雾器应设置水冲洗装置。

（3）循环浆液泵

循环浆液泵入口应装设滤网等防止固体物吸入的措施。当采用喷淋吸收塔时，吸收塔浆液循环泵宜按单元制设置；按照单元制设置时，应设仓库备用泵叶轮一套；按照母管制设置时，宜现场安装一台备用泵。

（4）氧化风机

氧化风机宜采用罗茨风机，也可采用离心风机。当氧化风机计算容量小于6000m3/h时，每座吸收塔应设置2台全容量或3台半容量的氧化风机；或每两座吸收塔设置3台全容量的氧化风机。当氧化风机计算容量大于6000m3/h时，宜配3台氧化风机。

（5）事故浆池

脱硫装置应设置一套事故浆池或事故浆液箱，容量宜不小于一座吸收塔最低运行液位时的浆池容量。当设有浆液抛弃系统时，事故浆池的容量也可按照不小于500m3设置。

所有储存悬浮浆液的箱罐应有防腐措施并装设搅拌装置。

（6）工作过程

喷淋塔液气比高，水消耗量大；筛板塔阻力较大，防堵性能差；填料塔防堵性能差，易结垢、黏结、堵塞，阻力也较大；湍球塔气液接触面积虽然较大，但易结垢堵塞，阻力较大。相比之下旋流板塔具有负荷高、压降低、不易堵、弹性好等优点，适用于快速吸收过程，且具有很高的脱硫效率。因此，选用旋流板脱硫吸收塔。

烟气由进气口（入口段为耐腐蚀、耐高温合金）进入吸收塔的吸收区，在上升（流速为3.2～4m/s）过程中与氧化镁浆液逆流接触，烟气中所含的污染气体因此被清洗入浆液，与浆液中的悬浮氧化镁微粒发生化学反应而被脱除，处理后的净烟气经过除雾器除去水滴后进入烟道。

吸收塔内配有喷淋层，吸收了SO2的循环浆液落入反应池。反应池装有搅拌装置，氧化风机将氧化空气鼓入反应池，氧化空气被搅拌分散为细小的气泡并均布于浆液中。部分在喷淋区被氧化，其余部分的在反应池中被氧化空气完全氧化。强制氧化曝气装置将脱硫产物MgSO3转化MgSO4，系统的主要设备是氧化风机和曝气装置，为了保证充分进行氧化反应，为了减少废渣量，需提高氧化曝气的转化率，设计氧利用率为30％。

吸收剂（氧化镁）浆液被引入吸收塔内循环，使吸收液保持一定的pH值。浆液在塔内循环浓度达到一定程度，通过浆液输出泵排到浆液处理系统，通过控制排出浆液流量，维持循环浆液浓度（质量分数）在8％～25％。

吸收塔入口烟道侧板和底板装有工艺水冲洗系统，冲洗自动周期进行。冲洗的目的是为了避免氧化镁浆液带入烟道后干燥黏结。在入口烟道装有事故冷却系统，事故冷却水由工艺水泵提供。

2.6.3.5　副产物处理系统

氧化镁法烟气脱硫产物为亚硫酸镁，副反应为其中部分亚硫酸镁氧化为硫酸镁。根据脱硫产物处理方法可分为再生法和抛弃法两类。两种方法脱硫部分工艺相同，脱硫塔操作温度一般控制在50℃左右，循环吸收液pH值宜选定在6.5左右。

再生法工艺流程采用MgO浆液进行脱硫，使用离心机从部分循环吸收液中分离脱硫产物，过滤液返回吸收系统。为了抑制吸收系统亚硫酸镁氧化，可添加阻氧剂，较常用的阻氧剂为对苯二胺。

从吸收塔内出来的浆液主要是亚硫酸镁和硫酸镁溶液，对氧化镁再生时首先应该将溶液提纯，然后进行浓缩结晶，亚硫酸镁和硫酸镁结晶先送转鼓干燥器进行干燥脱水，温度控制在分解温度480℃以下，脱水温度120℃以上。再通过回转窑加焦炭和煤，高温还原其中的硫酸镁，煅烧温度控制在900～1000℃左右，温度过高将生成方镁石结晶，其活性低，脱硫效率低。煅烧生成氧化镁制浆后循环使用，产生含二氧化硫13％～16％的富气可直接用于生产硫酸或硫黄。热耗为11556kJ/kg MgO，系统需补充10％～20％的MgO损耗。

在脱硫塔内二氧化硫和氢氧化镁反应，生成的亚硫酸镁进入吸收塔底浆液池，由鼓风机往浆液池强制送风，亚硫酸镁可经过曝气氧化为硫酸镁，由于硫酸镁溶解度较大，可采用抛弃法直接排放。为减少固渣处理量，简化工艺流程，降低工程投资，采用氧化镁抛弃法烟气脱硫工艺较合适。

含硫酸镁的浆液连续循环使用于脱硫过程，当硫酸镁浓度达到一定条件后由泵打入集液池，接着送至硫酸镁脱杂系统，提纯后的硫酸镁溶液需要进行浓缩，将溶液制成高浓度的浓溶液，然后再将硫酸镁溶液经浓缩结晶出七水硫酸镁。

2.6.3.6　废水处理系统

脱硫废水排放处理系统可以单独设置，也可经预处理去除重金属、氯离子等后排入电厂废水处理系统，但不得直接混入电厂废水稀释排放。脱硫废水中的重金属、悬浮物和氯离子可采用中和、化学沉淀、混凝、离子交换等工艺去除。对废水含盐量有特殊要求的，应采取降低含盐量的工艺措施。

脱硫废水处理系统包括以下三个子系统：废水处理系统、化学加药系统和污泥脱水系统。

2.6.3.7　自动控制系统

主要通过测定pH值，反馈控制氧化镁浆液输入量，以保证SO2排放稳定达标。自动控制系统安装在锅炉控制室，运行过程中控制室内可以操作，尽可能为锅炉运行人员创造较好的操作环境，为整个脱硫过程提供稳定可靠的监督控制与管理。

脱硫系统采用PLC或DCS控制系统，对烟气的压力、温度、流量、pH值等主要运行、控制参数进行测量和实施监控，并对各主要设备运行状态、供水系统流程进行监控，把各个数据采集至操作站和控制室，确保整个工艺流程安全稳定运行。

现场控制站主要完成现场工艺数据采集、数据处理和控制输出。上位监控站通过与现场控制站之间的数据通信，完成人机对话功能，实现操作控制、数据管理，与现场控制站通过实时控制冗余网络互联，完成实时数据交换，实现工艺数据的采集，实时控制，工艺流程的动态监测，各个过程量的趋势记录，并可挂接局域网。此系统的优点是：

①某一控制回路发生故障，可立即将该回路改为手动操作，不影响其他回路的控制，分散了故障风险，系统可靠性高；

②整个脱硫系统的运行参数进行自动连续监测，并可在上位机的系统流程图中显示，在实现分散控制、集中管理的同时提高了通信速率；

③脱硫控制系统自控程度高，不仅可以完全满足整个脱硫系统的安全运行和控制，对整个脱硫系统进行实时监控，并且能在故障发生时及时报警，保证整个脱硫系统的高可靠性；

④系统集成简化，维护简便，使用成本和维护成本低。

2.6.4　氢氧化镁脱硫

氧化镁法脱硫率较高（一般在90％以上），且无论是MgSO3还是MgSO4，都有很大的溶解度，因此也就不存在如石灰/石灰石系统常见的结垢问题，终产物采用再生手段，既节约了吸收剂又省去了废物处理的麻烦，因此这种方法在美国还是颇受青睐的。

氢氧化镁法就是以氢氧化镁为碱性吸收剂除去SO2，并以空气氧化生成无害的硫酸镁水溶液排放的技术，工艺流程如图2-12所示。