CFB工艺培训资料学习资料.docx
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CFB工艺培训资料学习资料
焦作华润热电联产技改
脱硫除尘岛工程
培训资料
山东三融环保工程有限公司
2004年12月
批准：
审核：
校核：
编写：
第一篇工艺部分
第二篇电气部分
第三篇热控部分
第一篇工艺部分
1概述
焦作华润热电有限公司热电联产技术改造工程建设2×135MW双抽汽轮发电机组，配两台440t/h超高压煤粉锅炉，炉后采用半干法脱硫工艺。
山东三融环保工程有限公司采用引进的德国鲁奇能源环保（LEE）公司循环流化床脱硫技术（CFB-FGD）进行设计和建造。
1.1主要设计原始资料
1.1煤质、灰渣资料
热电厂设计煤种为山西晋城无烟煤，校核煤种为焦作无烟末煤，煤质资料如下表：
1.1-1煤质特性表
名称
符号
单位
数值
设计煤种
校核煤种
元素分析
收到基碳
Car
%
69.29
64.56
收到基氢
Har
%
2.40
2.26
收到基氧
Oar
%
0.07
1.56
收到基氮
Nar
%
0.78
1.05
收到基硫
St.ar
%
0.33
0.36
工业分析
收到基灰分
Aar
%
19.49
21.21
收到基水分
Mar
%
7.64
9.0
干燥无灰基挥发分
Vdaf
%
9.32
7.58
收到基低位发热量
Qnet.v.ar
MJ/kg
25.14
23.34
可磨系数
K
1.1
1.12
1.1-2灰渣特性表
名称
符号
单位
数值
设计煤种
校核煤种
二氧化硅
SiO2
%
48.62
49.94
三氧化二铝
Al2O3
%
28.80
30.60
三氧化二铁
Fe2O3
%
2.72
3.81
氧化钙
CaO
%
5.34
5.12
氧化镁
MgO
%
0.21
1.36
氧化钾
K2O
%
1.13
氧化钠
Na2O
%
1.05
三氧化硫
SO3
%
3.50
1.95
五氧化二磷
P2O5
%
6.60
二氧化钛
TiO2
%
1.98
1.10
其它
%
0.05
6.12
1.1-3灰比电阻
设计煤种粉煤灰比电阻（测量电压1.6KV）
测量温度（℃）
比电阻（Ω·cm）
22
2.31×109
80
6.05×107
100
8.08×1010
120
1.84×1011
140
2.53×1011
160
2.89×1011
180
2.89×1011
200
9.62×1012
注：
此粉尘比电阻按原煤测试，未考虑脱硫灰的影响，供方按脱硫灰进行修正。
1.2脱硫剂成份分析资料
吸收剂采用当地生产的石灰粉和电石渣粉。
1.2.1根据《建筑石灰试验方法化学分析方法》（JC/T478.1-92）和《建筑石灰试验方法物理试验方法》（JC/T478.1-92），检验结果如下：
氧化钙〈CaO〉含量：
90％
氧化镁〈MgO〉含量：
2％
粒度：
<2.0mm
生石灰消化速度如下：
时间间隔（S）
20
40
60
80
100
120
温度（℃）
30
40
55
60
75
85
1.2.2电石渣成分分析：
水分（%）
0.08mm筛余（%）
密度
（g/cm3）
比表面积（m2/kg）
烧失量（%）
二氧化硅（%）
三氧化二铝（%）
三氧化二铁（%）
氧化钙（%）
氧化镁（%）
三氧化硫（%）
42.5
10.4
2.20
386
27.40
3.28
2.14
0.22
64.5
0.06
0.36
检验方法：
国家标准GB/T208、GB1345、GB5762、GB8074
1.3烟气资料
1.3.1烟气成份（标准状态）
项目
单位
设计煤种
校核煤种
附注
N2
VOL%
80.16.
80.09
干态，实际O2
CO2
VOL%
14.06
14.14
干态，实际O2
O2
VOL%
5.75
5.74
干态，实际O2
SO2
mg/Nm3
696
820
干态，实际O2
H2O
VOL%
5.27
5.56`
湿态，实际O2
1.3.2空预器出口烟气量（×103）及烟尘浓度
项目
单位
设计煤种
校核煤种
附注
BMCR
ECR
60%BMCR
BMCR
ECR
60%BMCR
干态
Nm3/h
464.4
463.7
实际O2
湿态
Nm3/h
490.2
491.0
实际O2
湿态
m3/h
713.5
714.7
实际O2
干态
Nm3/h
473.3
471.4
6%O2
湿态
Nm3/h
499.3
498.8
6%O2
粉尘
g/Nm3
18.467
21.616
湿态，实际O2
烟温
℃
129.6
130.1
1.4工艺水
CFB-FGD系统所需的工艺水采用电厂工艺水。
2循环流化床（CFB-FGD）脱硫工艺的发展历史
2.1烟气脱硫技术的分类
按照脱硫过程是否加水和脱硫产物的干湿形态，烟气脱硫可分为湿法、半干法、干法三类工艺。
湿法脱硫工艺主要包括：
石灰石－石膏法；
简易石灰石－石膏法；
间接石灰石－石膏法；
海水脱硫；
磷铵复合肥法（PAFP法）；
钠碱法；
氨吸收法；
氧化镁法。
半干法脱硫工艺主要包括：
旋转喷雾干燥法（SAD）；
循环流化床法（CFB-FGD）；
增湿灰循环脱硫技术（NID）。
干法脱硫工艺主要包括：
炉膛干粉喷射脱硫法；
高能电子活化氧化法；
荷电干粉喷射脱硫法（CDSI）。
2.2循环流化床（CFB-FGD）脱硫工艺的发展历史
德国鲁奇能源环保（LEE）公司旗下比晓夫（LLB）是世界著名的脱硫公司,其CFB-FGD是目前干法脱硫技术商业应用中单塔处理能力最大、脱硫综合效益最优异的一种方法。
该工艺已经先后在德国、奥地利、波兰、美国等国家得到广泛的应用,最大已运行单机、单塔机组容量为300MW,采用该技术的单塔处理烟气量可达到2800000Nm3/h，简要将该公司介绍如下:
德国鲁奇能源环保（LEE）公司旗下比晓夫（LLB）是世界上最早从事烟气治理设备研制和生产的企业，已有一百多年的历史。
LLB于上世纪七十年代初，首创将循环流化床技术（CFB）用于工业烟气脱硫，经过三十多年不断完善和提高，目前其烟气循环液化床干法脱硫技术居于世界领先水平。
LLB的烟气循环液化床干法脱硫技术业绩世界第一，特别是其拥有目前世界上唯一真正在运行的300MW机组的业绩。
1970-1972年，LLB将CFB烟气净化工艺在德国Grevenbroich电解铝厂首次获得试验成功，用于脱除电解铝烟气中的HF有害气体。
在电解铝烟气净化工艺中，用氧化铝粉作吸收剂，吸收了HF后的氧化铝粉被送入电解炉中进行电解，生产电解铝。
1978年，世界上第一台商业CFB烟气净化装置用于炼铝行业，吸附HF，处理风量：
2×300000Nm3/h，HF脱除率达到98%；
1980年，世界上第一台CFB烟气净化装置用于垃圾焚烧炉，处理HCl/SO2,吸收剂为熟石灰，处理风量：
3×97000Nm3/h，HCl脱除率达到95%；
1983年，世界上第一台CFB烟气净化装置用于电站，处理SOx，吸收剂为熟石灰，处理风量：
245000Nm3/h，所有的飞灰通过吸收塔，无需预除尘，产物为飞灰和脱硫物的混合物；
1985年，BORKEN电厂采用CFB干法脱硫装置，脱硫率高达97%，燃烧褐煤产生SO2浓度13g/Nm3,SO3被几乎全部去除，达到排放标准；
1986年，第一次应用干燥的熟石灰CFB烟气净化装置，同将熟石灰直接应用，大大节省了运行费用，通过改变燃料，而改变烟气中的SO2含量高达50%，CFB系统可在几分钟内适应变化，达到排放标准；
1986年，世界上第一台CFB烟气净化装置用于水泥行业；
1988年，第一台CFB烟气净化装置可适应负荷从15%到120%变化，两台锅炉共用一台装置；
1993年，第一台CFB烟气净化装置将石灰石注入锅炉，再通过后部的CFB反应器注水降温和利用产生剩余石灰进行脱硫；
1995年，五台锅炉共用一个反应塔，特别有利于老厂改造；
2002年，单机单塔300MW的CFB-FGD投入实际工业运行，处理风量为97.2万Nm3/h；
2002年，目前设计脱硫效率最高的CFB-FGD投入运行，设计脱硫效率为99.7%。
目前LLB的CFB-FGD技术的应用业绩达超过40台套，居世界干法脱硫第一位，拥有单机单塔300MW的最大容量实际应用业绩。
3脱硫工艺原理
CFB-FGD系统主要由预除尘器、吸收塔、二级除尘器、吸收剂制备、脱硫灰再循环、工艺水系统、物料输送系统、流化风系统及仪表控制系统等组成，其工艺流程详见附图。
来自锅炉空气予热器出来的烟气，通过予除尘器进入吸收塔。
此处高温烟气与加入的吸收剂、循环灰分充分混合，进行初步的脱硫反应，然后通吸收塔底部的文丘里管加速，吸收剂、循环脱硫灰受到气流的冲击作用而悬浮起来，形成循环流化床，进行充分的脱硫反应。
循环流化床具有最佳的热和物质传送特性,在这区域内流体处于激烈的的湍流状态，循环流化床内的Ca/S值可达到40-50，这是因为细小颗粒和烟气之间最大速差而决定的。
颗粒反应界面不断摩擦，碰撞更新，极大地强化了脱硫反应的传质与传热。
在吸收塔的文丘里的出口扩管段设一套高压喷水装置，喷入的水经过雾化后一方面增湿颗粒表面，另一方面使烟温降至高于露点温度15-20oC，创造良好的脱硫反应温度，吸收剂与SO2充分的反应，主要生成亚硫酸钙CaSO3·1/2H2O、硫酸钙CaSO4·1/2H2O和碳酸钙CaCO3，他们和飞灰一起由清洁烟气携带到吸收塔顶部，然后在后面的电除尘器中分离出来。
分离出来产物由斜槽循环回吸收塔,以延长吸收剂颗粒的停留时间，降低工艺过程中Ca/S摩尔比。
这套系统在Ca/S摩尔比稍有增加的情况下,就可以使脱硫率达到95%以上。
对于少量脱硫副产品，排到电厂除灰系统。
CFB-FGD的化学反应原理是烟气中的SO2和几乎全部的SO3、HCL、HF等，在Ca（OH）2粒子的液相表面发生化学反应，主要化学反应方程式如下：
CaO+H2O=Ca（OH）2
Ca（OH）2+SO2=CaSO3·1/2H2O+1/2H2O
Ca（OH）2+SO3=CaSO4·1/2H2O+1/2H2O
CaSO3·1/2H2O+1/2O2=CaSO4·1/2H2O
Ca（OH）2+2HCl=CaCl2·2H2O
Ca（OH）2+CO2=CaCO3+H2O
Ca（OH）2+2HF=CaF2+2H2O
4CFB-FGD工艺特点
CFB-FGD工艺有以下特点:
1）塔内具有优良的混合条件，使塔内的水分迅速蒸发，并且可脱除全部的SO3，烟气温度高于露点温度15-20℃，所以无须防腐。
吸收塔及其下游设备不会产生粘结和堵塞，也不会产生腐蚀。
2）脱硫效率高，运行费用低。
容易选择最佳的CFB操作气流速度，气固两项流在CFB内滑落速度最大，脱硫反应区层密度高，颗粒在吸收塔停留时间长，使SO2与脱硫剂能得到充分的混合，保证了达到较高脱硫效率。
3）由于脱硫剂的利用率高，它所产生的脱硫副产物排放少。
脱硫副产物流动性好，易于处理。
除尘器收集的灰分绝大部分循环使用，只有少量外排，灰综合处理成本低。
4）转动部件少，整个装置可用率高。
吸收塔内为空塔，没有运动部件，磨损小，使用寿命长。
5）控制简单，因脱硫剂为干态，床温只取决于喷水量的多少，不受进口烟气中SO2浓度的制约。
6）负荷适应性好。
由于采用了清洁烟气再循环技术，以及脱硫灰渣再循环等措施，可以满足不同的锅炉负荷要求。
锅炉负荷在60-100%范围内，脱硫系统可以正常运行。
7）单塔处理能力大，已有大型化的应用业绩，单塔处理最高可处理28x105Nm³/h。
8）具有良好的操作弹性。
在煤的含硫量增加或要提高脱硫效率时，无需增加任何设备，仅需调节Ca/S摩尔比就行了。
根据工程运行情况表明：
即使烟气中的SO2和烟尘含量很高（SO2为9~13g/m3，飞灰为15.9~20g/m3），锅炉负荷波动很大（30~100%），采用CFB-FGD技术脱硫效率仍能达到400mg/m3的要求。
5主要控制回路
CBF-FGD干法脱硫的工艺控制较其它方法简单，其主要通过三个回路（见工艺控制回路图）实现，具体如下：
1）脱硫剂耗量控制：
根据吸收塔进口烟气流量及进口SO2浓度，通过调节旋转给料器的转速，可以控制石灰粉的给料量。
而吸收塔出口的SO2浓度，则用来作为校核和精确地调节消石灰粉给料量的辅助调控参数，以保证达到要求的SO2排放浓度。
这样，即使工况变化，给料系统也可根据SO2浓度及时调整Ca/S比，从而调整石灰粉给料量。
2）温度控制：
为了促进石灰和SO2的反应，使石灰和SO2处于最佳的反应状态，通过向吸收塔喷水，将吸收塔的烟气温度从130℃降到75℃左右。
一般，在钙硫比一定的条件下，系统的脱硫率随喷水量的增加而上升。
当喷水量较低时，水很快被蒸发，来不及在吸收剂表面形成液膜，喷水对脱硫效率的影响不大。
而随着喷水量增加，烟气温度进一步降低，喷入的水蒸发时间延长，便于水在吸收剂表面形成一定厚度的稳定液膜，使石灰和SO2的反应为快速的离子反应，从而提高脱硫效率。
但随着喷水量的增加，脱硫效率的上升幅度逐渐变小。
因此，烟气温度越接近烟气露点温度，消石灰和SO2的反应的反应效果越好。
但若烟气温度过低，脱硫灰的流动性下降，容易造成系统粘壁阻塞和结露，同时也不利于电除尘器清灰。
另外，烟气温度过低，烟气抽吸力小，不易上升，不利于烟气排放。
因此，通常选取吸收塔的操作温度高于烟气露点温度20℃～30℃，这样既可保证脱硫效率在90％以上，又可保证整个系统在露点温度以上安全运行，防止下游设备被腐蚀。
吸收塔出口设有3个温度变送器测量吸收塔出口温度。
当循环流化床已经完全建立及吸收塔床层压降达到稳定值时，水系统将自动根据吸收塔出口温度，控制回流喷嘴的回水量，从而控制吸收塔的喷水量，以使温度降低到设定值。
水的注入压力大约为40bar左右，这些水的压力是通过多级离心水泵来提升的。
回流式喷嘴布置在吸收塔的锥形段，可以在CFB运行过程中进行调节，维修和更换。
吸收塔床层压降低于50％设定值或脱硫系统停止运行时，工艺水会自动停止注入。
3）吸收塔的压降控制：
烟气穿过文丘里式吸收塔而产生的压降，是由于原烟气流速的增加（∆Pg∝Vg2），以及灰尘负荷而导致压降，它与烟气中灰尘含量成正比（∆Pg∝ps）（见图）。
吸收塔内的固体颗粒浓度（或称固－气比）是保证流化床良好运行的重要参数，在运行中它是通过控制吸收塔的压降来实现调节的，从而保证吸收塔始终处于良好的运行工况。
机组运行时通过调整1电场电动流量控制阀的开度来控制物料的再循环量控制吸收塔压降，从而保证了床内脱硫反应所需的稳定的物料浓度。
∆p
Pg
P1∝Vg2
P2∝ps
Vg
最小Vg运行Vg
最小Vg：
指建立一个循环流化床而必须的最小的烟气流速；
运行Vg：
指循环流化床正常运行时的烟气流速
P1值：
吸收塔的空塔压降；
物资颗粒负荷引起的压降P2：
指烟气中的颗粒负荷量。
这三套控制回路互相独立，不产生相互影响，从而保证了CFB-FGD能够在锅炉负荷在60～100%范围内变动时，获得稳定的脱硫效率，这在已经运行多年的CFB-FGD脱硫装置中得到验证。
工艺控制回路图
6工艺系统描述
6.1CFB-FGD工艺系统构成
整套CFB-FGD系统由以下子系统构成：
1）2套主烟道及烟气再循环系统
2）2套生石灰添加系统
3）2套脱吸收塔系统
4）2套流脱硫除尘器系统
5）2套脱脱硫灰循环及排放系统
6）2套工艺水系统
7）2套压缩空气系统
8）2套紧急排放系统
6.2系统描述
6.2.1主烟道及烟气再循环系统（见图FDG05S-J0103-01）
脱硫除尘岛的烟道系统包括入口烟道、出口烟道、清洁烟气再循环烟道。
从锅炉空气预热器出来的烟气经由两条烟道汇成一个烟道经过预除尘器进入吸收塔底部文丘里管，再经吸收塔、脱硫电除尘器后的烟气通过两台引风机排往烟囱，在引风机下游的主烟道引一条循环烟道到吸收塔入口烟道，通过清洁烟气调节挡板，保证吸收塔低负荷运行时的烟气量不低于75％设计流量，从而保证吸收塔在低负荷运行时最佳的传热、传质状态。
通常，吸收塔在75％～110％设计流量下的运行状态最佳。
因此，当引风机下游流量变送器显示值低于75%设计流量时，清洁循环烟气系统启动，调节风挡开始调节吸收塔烟气量到80%负荷流量，保证吸收塔内稳定的烟气流速和文丘里管速。
当引风机下游流量变送器显示值持续高于80%负荷流量时，清洁烟气调节风挡关闭。
6.2.2生石灰仓系统（见图FDG05S-J0103-04）
本工程每台机组设一个120m3的生石灰仓，生石灰粉由电厂配置的带自卸装置的罐车将脱硫剂送入生石灰仓，每个生石灰仓顶部设一台脉冲布袋除尘器，布袋除尘器出口设有排气风机，以维持生石灰仓内的微负压状态。
当生石灰仓进料、出料时，均应确保仓顶布袋除尘器及出口排气风机正常运行。
另外，生石灰仓仓顶还装有1个安全平衡阀，以维持生石灰仓内压力的稳定性。
生石灰仓设有1个高料位，1个低料位、1个连续料位，以便判断生石灰仓是否进料。
当生石灰仓料位高于高料位，或仓顶排汽风机出故障时，布置在0m层的声光报警启动，提醒操作员停止生石灰进料或提醒罐车司机是否向生石灰仓加料。
当罐车卸料完毕后，必须在确保罐车自带空压机停止一段时间后，才能关闭进料阀，并在确保进料阀完全关闭后，才能拔掉快速接头，另外，快速接头拔掉至少2分钟后才能关闭布袋除尘器及出口排气风机。
从生石灰仓至吸收塔的生石灰添加系统设两路，一路运行，一路备用。
添加系统主要由插板阀、流量控制阀、电动旋转给料阀、称重式流化槽、输送管道等组成。
生石灰仓仓底设有两个排料口，每路生石灰通过插板阀、流量控制阀、给料斜槽进入称重式流化槽，流化后的生石灰粉通过电动旋转给料阀、空气斜槽进入吸收塔，电动旋转给料阀采用变频调节，可根据烟气中含硫量的大小及机组负荷的大小自动调节生石灰的给料量。
称重式流化槽采用三点支撑结构，每条支柱上设有称重元件，以便判断流化槽是否进料。
在设计工况下，流化槽进料大约30秒后，关闭流化槽进料，同时切换生石灰仓侧部流化回路，当流化槽的重量小于设定最小值时，流化槽开始新一轮的进料与流化切换，时间间隔大约为40分钟；以上的时间间隔取决于生石灰的来料品质与粒径，同时与烟气中的含硫量有直接的关系，当燃料中的含硫量达到Sar＝1.0％，进料时间大约90秒，循环间隔大约为15分钟。
生石灰仓底设有一套流化风系统，系统设两台罗兹风机，一用一备。
当生石灰仓开始出料时，生石灰仓的流化系统投入运行。
在生石灰仓第一次装料之前，先投入流化风系统至少12小时，以将生石灰仓内的潮气除掉。
生石灰仓锥面、底面的流化板定时轮流流化，流化槽每加料一次，就更换一路。
由于称重式流化槽的出料是连续的，所以称重式流化槽的流化风必须连续供应。
6.2.3吸收塔系统（见图FDG05S-J0103-05）
吸收塔是一个带有七个文丘里喷嘴的空塔结构，全部由普通碳钢制成，文丘里的作用是将吸收塔入口的烟气加速，从而使吸收塔内的物料获得循环动力。
由于脱硫系统始终在烟气露点温度20℃以上运行，加上吸收塔内部强烈的碰撞与湍动，SO3可基本全部除去。
吸收塔内部不需要任何防腐内衬。
吸收塔主要由以下几个部分组成：
底部扩散段；
文丘里管段；
流化直管段；
吸收塔顶部折流和出口段；
吸收塔出口机械预除尘器。
由于吸收塔出口浓度高达1000g/m3，吸收塔出口设有机械预除尘器，其除尘效率约为35～50％，收集的物料利用重力沉降到电除尘器一电场灰斗。
由于脱硫灰具有一定的含湿量，为了防止堵灰，机械预除尘器顶部设有4个空气锤，4个空气锤需定时轮流振打，振打间隔根据机组运行情况设定。
吸收塔出口扩大段设有温度、压力检测，用温度控制吸收塔的加水量，用吸收塔的进出口压力降来控制脱硫灰循环量。
当压力降增大时可以降低Ca/S。
6.2.4脱硫除尘器系统（见图FDG05S-J0103-06、J0603-01）
本工程的脱硫电除尘器采用西矿环保科技有限公司生产的鲁奇型高浓度电除尘器，针对吸收塔后烟气含尘浓度高，含湿量又较大，除尘器设计采取了以下措施：
通过对不同的浓度区域采用不同放电强度的阴极放电针（一电场采用V40，二电场为V40+V25，三、四电场采用V15），来克服高浓度粉尘易产生电晕封闭的问题；
采用场强分布非常均匀ZT24型阳极板，提高除尘效率；
采用绝缘子热风吹扫，以适应高湿环境；
灰斗下部采用蒸汽加热，增加脱硫灰的流动性，避免结露；
除尘器进口配备翼型的均流装置，提高气流均布，减少阻力；
灰斗外壁加装气动锤，灰斗内壁衬不锈钢板，避免挂灰。
该电除尘器主要由以下几个部分组成：
电除尘器本体；
采用微机数字控制技术的GGAJ02K系列高压静电除尘用整流设备；
电除尘器加热、振打等系统。
脱硫电除尘器采用两室四电场结构，脱硫除尘器后的排放烟气含尘浓度为50mg/m3。
为了简化控制操作，使每个电场的灰斗的持料量保持稳定，从而使循环流量控制阀只受吸收塔床层压降的控制，而不受灰斗料位的影响，保证脱硫系统的稳定可靠运行，电除尘器采用横向船形灰斗，并在底部设有流化装置。
本工程脱硫电除尘器共设8个灰斗，每个电场设两个灰斗。
为了防止脱硫灰在灰斗中的堵塞、板结，除尘器灰斗设有一套灰斗流化风系统，本系统设置两台流化风机，一用一备。
同样，为了防止堵灰，电除尘器进气口设有12个（上部6个、下部6个）定时轮流振打的气动锤，每个灰斗设置4个气动锤。
所有气动锤采用程序控制方式，其振打间歇运行人员可根据运行情况设定。
由于脱硫电除尘器内烟气温度较低，为了防止烟气结露而腐蚀绝缘子，本电除尘器不仅对绝缘子进行常规的电加热，还设有两台离心风机（一用一备）及一台电加热器对绝缘子进行热风吹扫。
热风吹扫的温度通常控制在80℃左右，这样既可防止高湿烟气导致绝缘子出现爬电现象，又可避免高温加热而导致绝缘子裂掉。
另外，电除尘器的每个灰斗还设有蒸汽加热装置，并保证蒸汽加热的温度不超过120℃，防止脱硫产物在高温下结晶水分解而增大脱硫灰的粘性的发生。
为了便于控制灰斗蒸汽加热的温度及压力，来自电厂加热蒸汽母管的灰斗加热蒸汽母管上设有一台减温减压器，将电厂提供的300℃/8kg/cm2的过热蒸汽转化为120℃/2kg/cm2左右的饱和蒸汽，确保灰斗外壁的温度控制在80～120℃。
减温水来自电厂的凝结水母管，除尘器灰斗加热蒸汽的疏水返回到电厂的定期排污扩容器。
6.2.5脱硫灰循环及排放系统
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