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氨水在温度较高时（一般是60度以上）就逐步分解成为气体氨与水，形成氨逃逸，气体氨是不参与反应的；并且二氧化硫在温度较高时也很难被溶解吸收，化学反应通常是在液体中进行，所以把温度降低到60度以下是必须的选择需要解决的问题是气溶胶和氨损。气溶胶是指固体或液体微粒稳定地悬浮于气体介质中形成的分散体系。在氨法脱硫过程中，亚硫酸铵和亚硫酸氢铵气溶胶随净烟气排出，造成氨的损耗，成为困扰氨法脱硫技术发展的瓶颈。氨法技术在脱除烟气中的二氧化硫时，不产生二氧化碳（钙法每脱除1吨二氧化硫的同时产生0.7吨二氧化碳），不产生任何废水、废液和废渣。另外，氨法技术脱硫的同时具有脱销能力，目前很多烟气脱硫装置经检测脱硝率均在30%以上。由于液气比较常规湿法脱硫技术降低，脱硫塔的阻力仅为800Pa左右，包括烟道等阻力脱硫岛总阻力在1000Pa；配蒸汽加热器时脱硫岛的总设计阻力也仅为1250Pa左右。因此，氨法脱硫装置可以利用原锅炉引风机的潜力，大多无需新配增压风机；即便原风机无潜力，也可适当进行风机改造或增加小压头的风机。关于脱硫塔出口烟气温度的处理有以下4种方案：（1）设置气/气换热器（GGH），使FGD进口热烟气和出口冷烟气之间进行换热，FGD出口烟气被加热至80℃以上后排入烟囱。此法无需消耗外部热量，比较经济，但一次投资很大，1*300MW脱硫机组的回转式GGH造价达1250~1350万元/台；同时由于烟气两次换热，烟气阻力降很高，达1200Pa~1500Pa，烟气升压耗能很大。（2）在脱硫塔出口设置烟气加热器，利用外部蒸汽加热FGD出口冷烟气。此法一次投资相对较低，但需消耗一定量的外供蒸汽，运行成本高。（3）在脱硫塔顶部增设一高30M左右的玻璃钢排气筒（排烟口总高度60米），使脱硫后的净烟气直接从此烟囱排放，原烟囱作为事故排放烟囱备用。此法投资和能耗都比较低（如果原锅炉引风机能提供1200~1000Pa的余压，可以不设FGD升压风机）。（4）可让一部分原烟气走旁路，这一部分烟气不进入脱硫装置进行脱硫降温，在与FGD出口冷烟气混合达到80℃以上后，直接排入烟囱。此法不设GGH，也不消耗外供蒸汽，但会损失一部分脱硫效率（约下降25%），排放烟气仍可达到国家规定的排放标准（SO2≤400mg/Nm3）。如果脱硫后的净烟气能够从脱硫塔顶加高的FRP烟囱直排，加上20%左右浓度的废氨水，氨法脱硫工艺的投入和运行成本将是众多脱硫方法中最低的。净烟气排放的技术方案烟气经过湿法脱硫系统洗涤后，温度降至50~60℃，为接近饱和的湿烟气（湿露点温度45℃），对烟囱有轻微腐蚀作用。整个FGD烟气系统的压降由位于FGD系统上游的过来引风机提供，使整个FGD系统为正压操作，同时避免引风机可能受到的低温烟气的腐蚀，保证引风机及整个FGD系统长期安全运行。待处理的锅炉原烟气从两台引风机汇总烟道引出，汇总后经过FGD烟气进口挡板门首先进入预洗涤塔。在预洗涤塔内，烟气与循环喷淋的硫酸铵浆液进行热交换，烟气温度下降至90~80℃后进入脱硫塔；同时，硫酸铵溶液吸热、蒸发，进而达到浓缩的目的。浓缩后的硫酸铵浓度可达到40%以上。在设计工况下，经过预洗涤塔后的烟气温度由135℃降至80℃，后进入脱硫塔进行脱硫反应。在脱硫塔内，原烟气中的SO2等酸性气体与氨水浆液充分接触反应后被脱除。烟气温度进一步降低至饱和温度50℃左右，后从脱硫塔顶部直接排放到大气中。除雾器冲洗的目的，一方面是防止除雾器结垢，另一方面是补充因烟气饱和而带走的水份，以维持吸收塔内要求的液位。在脱硫塔的顶部特设一层水喷淋洗涤层，以进一步降低净烟气中游离氨的含量。