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电厂在进行脱硫脱硝的时候方法是不一样的，所以其工艺流程也不相同，下面，就具体给大家分享一下。
脱硫工艺又分为两种，具体的流程介绍是：一、双碱法脱硫工艺1）吸收剂制备与补充；2）吸收剂浆液喷淋；3）塔内雾滴与烟气接触混合；4）再生池浆液还原钠基碱；5）石膏脱水处理。
二、石灰石-石膏法脱硫工艺1. 脱硫过程：CaCO3+SO2+1/2H2O→CaSO3·1/2H2O+CO2Ca(OH)2+SO2→CaSO3·1/2H2O+1/2H2OCaSO3·1/2H2O+SO2+1/2H2O→Ca(HSO3)22. 氧化过程：2CaSO3·1/2H2O+O2+3H2O→2CaSO4·2H2OCa(HSO3)2+O2+2H2O→CaSO4·2H2O+H2SO4脱销工艺也分为两种，具体的流程介绍是：一、SNCR脱硝工艺1. 采用NH3作为还原剂时：4NH3 + 4NO+ O2 →4N2 +6H2O4NH3 + 2NO+ 2O2 →3N2 +6H2O8NH3 + 6NO2 →7N2 +12H2O2. 采用尿素作为还原剂时：(NH2)2CO→2NH2 + CONH2 + NO→N2 + H2OCO + NO→N2 + CO2二、SCR脱硝工艺1. 氨法SCR脱硝工艺：NO+NO2+2NH3—>2N2+3H2O4NO+4NH3+O2—>4N2+6H2O2NO2+4NH3+O2—>3N2+6H2O2. 尿素法SCR脱硝工艺：NH2CONH2+H2O→2NH3+CO24NO+4NH3+O2→3N2+6H2O6NO+4NH3→5N2+6H2O以上内容由河南星火源科技有限公司提供。
该企业是是专业从事环保设备、自动化系统、预警预报平台开发的技术服务型企业。
公司下辖两个全资子公司,分别从事污染源监测及环境第三方检测。
参股两家子公司分别从事环保设备的生产制造、自动化软件平台及智慧环保相关平台的定制开发。
氨法脱硫计算过程风量(标态):,烟气排气温度:１68℃:工况下烟气量:还有约5％得水份如果在引风机后脱硫,脱硫塔进口压力约80０Pa,出口压力约—200Ｐa,如果精度高一点,考虑以上两个因素、1、脱硫塔(1)塔径及底面积计算:塔内烟气流速:取D=2r=6、332ｍ即塔径为6。
332米,取最大值为６、5米。
底面积S=πr２=3.14×3、２５２=33、1７m２塔径设定时一般为一个整数,如６、5ｍ,另外,还要考虑设备裕量得问题,为以后设备能够满足大气量情况下符合得运行要求。
(2)脱硫泵流量计算:液气比根据相关资料及规范取L／G= 1.4(如果烟气中二氧化硫偏高,液气比可适当放大,如１.５、)①循环水泵流量:较高,脱硫塔喷淋层设计时应选取为４层设计,每层喷淋设计由于烟气中SＯ２安装1台脱硫泵,476÷4=1１９m3／ｈ,泵在设计与选型时,一定要留出２0％左右得裕量。
裕量为:１１９×20％=２3.8 m３/h, 泵总流量为:２３。
８+119=1４2.8m3／ｈ,参考相关资料取泵流量为１40 ｍ3／h。
配套功率可查相关资料,也可与泵厂家进行联系确定。
(３)吸收区高度计算吸收区高度需按照烟气中二氧化硫含量得多少进行确定,如果含量高,可适当调高吸收区高度、２。
5米×4层/秒=10米,上下两层中间安装一层填料装置,填料层至下一级距离按１米进行设计,由于吸收区底部安装有集液装置,最下层至集液装置距离为３。
７米－3。
8米进行设计、吸收区总高度为13.７米—１3、８米。
(4)浓缩段高度计算浓缩段由于有烟气进口,因此,设计时应注意此段高度,浓缩段一般设计为2层,每层间距与吸收区高度一样,每层都就是2.5米,上层喷淋距离吸收区最下层喷淋为3、２3米,下层距离烟气进口为５米,烟气进口距离下层底板为２。
4８米。
总高为１0、71米。
(5)除雾段高度计算除雾器设计成两段、每层除雾器上下各设有冲洗喷嘴。
氨法脱硫反应方程式嘿，同学们，今天咱们来讲讲氨法脱硫反应方程式。
氨法脱硫是一种常用的脱硫方法，它主要利用氨气与二氧化硫发生反应来去除烟气中的二氧化硫。
具体的反应方程式呢，就是 2NH3 + SO2 + H2O = (NH4)2SO3，然后呢，(NH4)2SO3 还可以继续和二氧化硫反应，生成 NH4HSO3，也就是(NH4)2SO3 + SO2 + H2O = 2NH4HSO3。
给大家举个例子啊，就好比有一个大工厂，它排放的烟气里有很多二氧化硫，这就像是一群调皮捣蛋的小恶魔在捣乱。
然后呢，我们把氨气放进去，氨气就像是一群勇敢的小战士，它们会冲上去和二氧化硫这个小恶魔战斗。
经过一番战斗，它们结合在一起，变成了比较温和的(NH4)2SO3 或者NH4HSO3，这样就把二氧化硫这个坏家伙给制服了，减少了对环境的污染。
氨法脱硫有很多优点呢。
比如说，氨气是一种常见的化工原料，容易获取，成本相对来说也不高。
而且，反应生成的产物还可以进一步利用，比如(NH4)2SO3 可以作为肥料呢。
再给大家说个实际案例吧。
有个大型火电厂，以前它排放的烟气二氧化硫含量很高，对周围环境造成了很大的影响。
后来他们采用了氨法脱硫技术，通过精确控制氨气的投入量和反应条件，成功地降低了二氧化硫的排放浓度。
不仅让周围的空气变好了，而且还产生了一些有价值的副产品。
在实际应用中，要注意一些问题哦。
比如氨气的泄漏问题，氨气如果泄漏出来，那可是有刺激性气味的，对人体也不好。
所以在操作过程中，一定要做好密封和防护措施。
另外，反应的条件也要控制好，温度、湿度等因素都会影响反应的效率和效果。
总之呢，氨法脱硫反应方程式虽然看起来简单，但实际应用中还是有很多需要注意的地方。
只有我们充分了解它，掌握好技术要点，才能更好地发挥它的作用，为保护环境做出更大的贡献。
同学们，都听明白了吧？要是还有啥不懂的，随时来问老师哈。
氨法脱硫运行的经验及建议内蒙古大唐国际克什克腾某公司动力中心脱硫系统采用氨法脱硫，针对氨法脱硫运行参数及现场存在的缺陷，提出合理的解决措施，有效降低了氨逃逸，降低了浆液对吸收塔、烟道的腐蚀，减少了"硫镂雨''对周围设备的腐蚀，保证了脱硫系统的稳定运行。
1工艺原理氨脱硫技术是基于NH3和S02在水溶液中的反应。
烟气脱硫塔吸收段中的NH3吸收锅炉烟气中的S02,得到亚硫酸钱或亚硫酸氢镂水溶液。
如反应方程式①，在脱硫塔的氧化段，将压缩空气吹入氧化段，亚硫酸镂发生氧化反应生成硫酸核溶液，参见方程式②。
SO2+H2O÷XNH3=(NHJH2rS()3 ①(NH4)X H2,X SO3+1∕2()2÷(2-x)NH3=(NH4)2SO4②总的反应方程式为：SO2÷H2O+2NH3+1∕2O2=(NH4)2SO4的信号:淅ZMqi在脱硫塔的浓缩段，利用高温烟道气的热量将硫酸核溶液进行浓缩，得到含固量为10%至20%的硫酸镀浆液。
浆液排至循环槽内，并通过旋流器进行分离、离心机进行脱水，然后干燥、包装，最终获得硫镂产品。
2工艺流程简述脱硫系统由两级循环组成，一级循环是在氧化段和吸收段进行的循环，二级循环是在循环槽与浓缩段进行的循环。
烟气通过原烟道进入浓缩段，与二级循环进行换热，烟气降温至60℃左右(二氧化硫最佳吸收温度)进入吸收段，烟气降温的同时二级循环浆液利用高温烟气的热量将硫钱溶液浓缩、结晶、出料。
烟气进入吸收段与氨的复杂水溶液进行吸收反应，脱去烟气中的二氧化硫，得到合格烟气通过除雾器后排放至大气。
吸收反应得到的亚硫钱溶液回流至氧化段进行氧化反应，得到硫酸钱溶液。
氧化段的硫酸镀浆液可通过一级泵C的稀硫钱副线补充至浓缩段，为浓缩段不断提供浆液，氧化段可通过补水来维持稀释浆液的液位，已到达总体可持续运行的效果，氨法脱硫系统见下图。
氨法脱硫系统来自锅炉引风机的烟气通过原烟气风门进入多功能烟气脱硫塔浓缩段，蒸发浓硫酸镂溶液，进入吸收段，与吸收液反应，其中大部分的二氧化硫被吸收。
氨法脱硫计算过程风量（标态）：，烟气排气温度：168℃：工况下烟气量：还有约5%的水份如果在引风机后脱硫，脱硫塔进口压力约800Pa，出口压力约-200Pa，如果精度高一点，考虑以上两个因素。
1、脱硫塔（1）塔径及底面积计算：塔内烟气流速：取D=2r=6.332m 即塔径为6.332米，取最大值为6.5米。
底面积S=πr2=3.14×3.252=33.17m2塔径设定时一般为一个整数，如6.5m，另外，还要考虑设备裕量的问题，为以后设备能够满足大气量情况下符合的运行要求。
（2）脱硫泵流量计算：液气比根据相关资料及规范取L/G= 1.4（如果烟气中二氧化硫偏高，液气比可适当放大，如1.5。
）①循环水泵流量：较高，脱硫塔喷淋层设计时应选取为4层设计，每层喷淋设计由于烟气中SO2安装1台脱硫泵，476÷4=119m3/h，泵在设计与选型时，一定要留出20%左右的裕量。
裕量为：119×20%=23.8 m3/h, 泵总流量为：23.8+119=142.8m3/h，参考相关资料取泵流量为140 m3/h。
配套功率可查相关资料，也可与泵厂家进行联系确定。
（3）吸收区高度计算吸收区高度需按照烟气中二氧化硫含量的多少进行确定，如果含量高，可适当调高吸收区高度。
2.5米×4层/秒=10米，上下两层中间安装一层填料装置，填料层至下一级距离按1米进行设计，由于吸收区底部安装有集液装置，最下层至集液装置距离为3.7米-3.8米进行设计。
吸收区总高度为13.7米-13.8米。
（4）浓缩段高度计算浓缩段由于有烟气进口，因此，设计时应注意此段高度，浓缩段一般设计为2层，每层间距与吸收区高度一样，每层都是2.5米，上层喷淋距离吸收区最下层喷淋为3.23米，下层距离烟气进口为5米，烟气进口距离下层底板为2.48米。
总高为10.71米。
（5）除雾段高度计算除雾器设计成两段。
每层除雾器上下各设有冲洗喷嘴。
氨法脱硫计算过程风量（标态）：，烟气排气温度：168℃：工况下烟气量：还有约5%的水份如果在引风机后脱硫，脱硫塔进口压力约800Pa，出口压力约-200Pa，如果精度高一点，考虑以上两个因素。
1、脱硫塔（1）塔径及底面积计算：塔内烟气流速：取D=2r=6.332m 即塔径为6.332米，取最大值为6.5米。
底面积S=πr2=3.14×3.252=33.17m2塔径设定时一般为一个整数，如6.5m，另外，还要考虑设备裕量的问题，为以后设备能够满足大气量情况下符合的运行要求。
（2）脱硫泵流量计算：液气比根据相关资料及规范取L/G= 1.4（如果烟气中二氧化硫偏高，液气比可适当放大，如1.5。
）①循环水泵流量：较高，脱硫塔喷淋层设计时应选取为4层设计，每层喷淋设计由于烟气中SO2安装1台脱硫泵，476÷4=119m3/h，泵在设计与选型时，一定要留出20%左右的裕量。
裕量为：119×20%=23.8 m3/h, 泵总流量为：23.8+119=142.8m3/h，参考相关资料取泵流量为140 m3/h。
配套功率可查相关资料，也可与泵厂家进行联系确定。
（3）吸收区高度计算吸收区高度需按照烟气中二氧化硫含量的多少进行确定，如果含量高，可适当调高吸收区高度。
2.5米×4层/秒=10米，上下两层中间安装一层填料装置，填料层至下一级距离按1米进行设计，由于吸收区底部安装有集液装置，最下层至集液装置距离为3.7米-3.8米进行设计。
吸收区总高度为13.7米-13.8米。
（4）浓缩段高度计算浓缩段由于有烟气进口，因此，设计时应注意此段高度，浓缩段一般设计为2层，每层间距与吸收区高度一样，每层都是2.5米，上层喷淋距离吸收区最下层喷淋为3.23米，下层距离烟气进口为5米，烟气进口距离下层底板为2.48米。
总高为10.71米。
（5）除雾段高度计算除雾器设计成两段。
每层除雾器上下各设有冲洗喷嘴。
根据氨法脱硫后的产物进行分类，主要有氨－酸法、氨－肥等。
本方案采用氨－肥法脱硫工艺，其脱硫后的产物送至制备硫酸铵产物。
氨的水溶液呈碱性，也是SO2的吸收剂，能够吸收烟气中的SO2，而达到烟气脱硫的目的，吸收过程中是利用(NH4)2SO3-NH4HSO3溶液对SO2的循环吸收、净化烟气，然后以不同的方式处理吸收液的过程。
处理方法不同，获得的副产物也不同。
其吸收工业原理如下：NH3+H2O+SO2→ NH4HSO32NH3+H2O+SO2→ (NH4)2SO3亚硫酸铵对SO2有更强的吸收能力，是氨法中的主要吸收剂。
(NH4)2SO3+ H2O+SO2→ 2 NH4HSO3在循环吸收过程中，随着亚硫酸氢铵比例的增大，吸收能力降低，需要补充氨水将亚硫酸氢铵转化成亚硫酸铵。
NH4HSO3+ NH3→ (NH4)2SO3另外一部分含亚硫酸氢铵较高的溶液，可以从洗涤系统中排出，以各种方法再生制备硫酸铵产品。
烧结烟道气当中O2和CO2浓度均高，氧浓度高会发生如下反应：2(NH4)2SO3＋O2→2(NH4)2SO42SO2 +O2→2SO32NH4HSO3+ O2→2NH4HSO4CO2在氨法中的作用与SO2相仿，同样可以与NH3反应。
1）湿法除尘系统烧结机生产过程中产生的含尘含SO2烟气，通过规流塔的内烟道，向下进入规流塔下部，烟气中的大颗粒向下对塔底的液面进行冲击，大部分大颗粒的粉尘被初步脱除下来。
烟气中的小颗粒粉尘进入第一层规流床，由于除尘水的加入将填料球表面润湿，在规流床上烟气与除尘水接触，伴随有热、质的传递过程，在填料球上形成液膜，烟气在填料球上发生惯性碰撞、扩散、粘附、凝集等作用，使尘粒和水滴接触而被捕集，经过洗涤使尘粒和气体分离，同时，填料球的有规则的运动以及除尘水不断的加入，对填料球表面附着的尘粒进行冲洗，不断更新填料球表面的液膜，如此循环除尘。
由于规流塔内的填料球比表面积较大，增加了气液的传质面积，使气体和液体的接触几率大大增强，强化了气液传质过程，在塔中有液滴的捕尘作用，但主要是通过填料所形成的液网、液膜对尘粒进行捕集，因此对液滴雾化效果无过高要求。
氨法脱硫脱硝的技术原理1 吸收二氧化硫,三氧化硫液氨溶于水后喷入烟气中,吸收烟气中SO2和SO3而形成铵盐,具体反应如下:NH3+ H2O→NH4OH(1)2NH4OH + SO2→(NH4)2SO3+ H2O(2)(NH4)2SO3+ SO2+ H2O→2NH4HSO3(3)NH4HSO3+ NH4OH→(NH4)2SO3+ H2O(4)当废气中含有O2,CO和SO3时(如电厂烟气),还会发生如下反应; NH4OH + CO2→NH4HCO3(5)2NH4OH + CO2→(NH4)2CO3(6)2NH4OH + CO2→H2NCONH2+ 3H2O(7)2NH4HCO3+ SO2→(NH4)2SO3+ H2O + CO2(8)NH4HCO3+ NH4HSO3→(NH4)SO3 H2O + CO2(9)2NH4OH + SO3→(NH4)2SO4+ H2O(10)2(NH4)2SO3+ O2→2(NH4)2SO4(11)2NH4HSO3+ O2→2NH4HSO4(12)在吸收液循环使用过程中,式(3)是吸收SO2最有效的反应.通过补充新鲜氨水(式4)或其他置换方法可保持亚硫酸铵的浓度.2 对硫化氢的吸收烟气中有H2S存在时,氨水吸收H2S ,将其还原成单质S ;反应如下: NH4OH + H2S→NH4HS + H2O(13)经催化氧化,氨水再生,并得单质硫.2NH4H2S + O2→2NH4OH + 2S(14)3 对氮氧化物的转化氨水和烟气中的NOx发生反应生成氮气:2NO + 4NH4HSO3→N2+(NH4)2SO4+ SO2+ H2O(15)2NO + 4NH4HSO3→N2+ 4(NH4)2SO4+ SO2+ 4H2O(16)4NH3+ 4NO + O2→6H2O + 4N2(17)4NH3+ 2NO2+ O2→6H2O + 3N2(18)4NH3+ 6NO→6H2O + 5N2(19)8NH3+ 6NO→12H2O + 7N2(20)。
氨法脱硫计算过程风量（标态）：，烟气排气温度：168℃：工况下烟气量：还有约5%的水份如果在引风机后脱硫，脱硫塔进口压力约800Pa，出口压力约-200Pa，如果精度高一点，考虑以上两个因素。
1、脱硫塔（1）塔径及底面积计算：塔烟气流速：取D=2r=6.332m 即塔径为6.332米，取最大值为6.5米。
底面积S=πr2=3.14×3.252=33.17m2塔径设定时一般为一个整数，如6.5m，另外，还要考虑设备裕量的问题，为以后设备能够满足大气量情况下符合的运行要求。
（2）脱硫泵流量计算：液气比根据相关资料及规取L/G= 1.4（如果烟气中二氧化硫偏高，液气比可适当放大，如1.5。
）①循环水泵流量：较高，脱硫塔喷淋层设计时应选取为4层设计，每层喷淋设计由于烟气中SO2安装1台脱硫泵，476÷4=119m3/h，泵在设计与选型时，一定要留出20%左右的裕量。
裕量为：119×20%=23.8 m3/h, 泵总流量为：23.8+119=142.8m3/h，参考相关资料取泵流量为140 m3/h。
配套功率可查相关资料，也可与泵厂家进行联系确定。
（3）吸收区高度计算吸收区高度需按照烟气中二氧化硫含量的多少进行确定，如果含量高，可适当调高吸收区高度。
2.5米×4层/秒=10米，上下两层中间安装一层填料装置，填料层至下一级距离按1米进行设计，由于吸收区底部安装有集液装置，最下层至集液装置距离为3.7米-3.8米进行设计。
吸收区总高度为13.7米-13.8米。
（4）浓缩段高度计算浓缩段由于有烟气进口，因此，设计时应注意此段高度，浓缩段一般设计为2层，每层间距与吸收区高度一样，每层都是2.5米，上层喷淋距离吸收区最下层喷淋为3.23米，下层距离烟气进口为5米，烟气进口距离下层底板为2.48米。
总高为10.71米。
（5）除雾段高度计算除雾器设计成两段。
每层除雾器上下各设有冲洗喷嘴。
氨法脱硫计算过程风量（标态）：，烟气排气温度：168℃：工况下烟气量：还有约5%的水份如果在引风机后脱硫，脱硫塔进口压力约800Pa，出口压力约-200Pa，如果精度高一点，考虑以上两个因素。
1、脱硫塔（1）塔径及底面积计算：塔内烟气流速：取D=2r= 即塔径为米，取最大值为米。
底面积S=πr2=×=塔径设定时一般为一个整数，如，另外，还要考虑设备裕量的问题，为以后设备能够满足大气量情况下符合的运行要求。
（2）脱硫泵流量计算：液气比根据相关资料及规范取L/G= （如果烟气中二氧化硫偏高，液气比可适当放大，如。
）①循环水泵流量：较高，脱硫塔喷淋层设计时应选取为4层设计，每层喷淋设计由于烟气中SO2安装1台脱硫泵，476÷4=119m3/h，泵在设计与选型时，一定要留出20%左右的裕量。
裕量为：119×20%= m3/h, 泵总流量为：+119=h，参考相关资料取泵流量为140 m3/h。
配套功率可查相关资料，也可与泵厂家进行联系确定。
（3）吸收区高度计算吸收区高度需按照烟气中二氧化硫含量的多少进行确定，如果含量高，可适当调高吸收区高度。
米×4层/秒=10米，上下两层中间安装一层填料装置，填料层至下一级距离按1米进行设计，由于吸收区底部安装有集液装置，最下层至集液装置距离为米米进行设计。
吸收区总高度为米米。
（4）浓缩段高度计算浓缩段由于有烟气进口，因此，设计时应注意此段高度，浓缩段一般设计为2层，每层间距与吸收区高度一样，每层都是米，上层喷淋距离吸收区最下层喷淋为米，下层距离烟气进口为5米，烟气进口距离下层底板为米。
总高为米。
（5）除雾段高度计算除雾器设计成两段。
每层除雾器上下各设有冲洗喷嘴。
最下层冲洗喷嘴距最上层m 。
冲洗水距离米，填料层与冲洗水管距离为米，上层除雾至塔顶距离米。
除雾区总高度为：如果脱硫塔设计为烟塔一体设备，在脱硫塔顶部需安装一段锥体段，此段高度为米，也可更高一些。
（6）烟囱高度设计具有一定速度的热烟气从烟囱出口排除后由于具有一定的初始动量,且温度高于周围气温而产生一定浮力，所以可以上升至很高的高度。
但是，高度设计必须看当地气候情况以及设备建在什么位置，如果远离市区，且周围没有敏感源，高度可与塔体一并进行考虑。
一般烟塔总高度可选60-80米。
（7）氧化段高度设计氧化段主要是对脱硫液中亚硫酸盐进行氧化，此段主要以计算氧化段氧化时间。
（8）氧化风量设计1、需氧量A （kg/h ）=氧化倍率××需脱除SO 2量（kg/h ）氧化倍率一般取2、氧化空气量（m 3/h ）=A ÷%（空气中氧含量）÷（1-空气中水分1%÷100）÷空气密度（9）需氨量（T/h ）根据进口烟气状态、要求脱硫效率，初步计算氨水的用量。
式中：W 氨水——氨水用量，t/hC SO2——进口烟气SO 2浓度，mg/Nm 3V 0——进口烟气量，Nm 3/hη——要求脱硫效率C 氨水——氨水质量百分比（10）硫铵产量（T/h ） W3=W1×2 ×132/17。
W3:硫胺产量，132为硫胺分子量，17为氨分子量1 氨法脱硫脱氮的技术原理（1）对 SO2 的吸收过程液氨溶于水，反应式如下：NH3＋H2O→NH4OH （1）氨水吸收SO2，反应式如下：2NH4OH＋SO2→（NH4）2SO3＋H2O （2）（NH4）2SO3＋SO2＋H2O→2NH4HSO3 （3）NH4HSO3＋NH4OH→（NH4）2SO3＋H2O （4）在吸收液循环使用过程中，式（3）是吸收SO2 最有效的反应，通过补充新鲜水（4）或其它置换方法来保持亚硫酸铵[（NH4）2SO3]的一定浓度。
（2）对NOx 的转化（还原为氮气）过程2NO＋4NH4HSO3→N2＋（NH4）2SO4＋SO2＋H2O （5）2NO＋4NH4HSO3→N2＋4（NH4）2SO4＋SO2＋4H2O（6）4NH3＋4NO＋O2→6H2O＋4N2 （7）4NH3＋2NO2＋O2→6H2O＋3N2 （8）4NH3＋6NO→6H2O＋5N2 （9）8NH3＋6NO→12H2O＋7N2 （10）江南氨回收法烟气脱硫技术【关键词】氨法氨-肥法氨-硫酸铵法江南氨回收法烟气脱硫回收法湿式氨法【摘要】本文简述了江南氨回收法烟气脱硫的生产原理、工艺流程、发展历史、技术特点、前景分析以及各类氨法技术情况，为烟气脱硫技术的选择特别是选用氨法烟气脱硫技术提供参考。
1 FGD烟气脱硫概况我国清洁资源稀少，能源资源以煤炭为主，占一次能源消费总量的75％。
燃煤排放的二氧化硫连续多年超过2000万吨，居世界首位，我国已成为世界上第三大酸雨区和世界上大气环境污染最严重的国家之一，其中火电厂二氧化硫排放量占全国总量的65% 。
同时近年来电力供应紧张，电力装机容量大量增加，预计到2020年我国二氧化硫排放量将达到每年3400万吨。
根据有关的研究结果，每排放1吨二氧化硫造成直接和间接经济损失高达5000元，推算到2010年我国经济损失的累计数字将达到2万多亿元，严重制约我国经济和社会的发展。
因此削减和控制燃煤二氧化硫污染、实现经济与环境双赢是我国能源和环境保护部门面临的严峻挑战，任务十分艰巨和紧迫。
我国的FGD烟气脱硫在20世纪70年代开始研究，相对发达国家起步较晚、起点很低。
长时间以来脱硫市场未形成规模，同时FGD变化因素较多、系统要求较高、投资和运行消耗很大，所以目前我国脱硫装置基本上都是引进国外技术和设备并以钙法（石灰石-石膏法）为主。
一是因为钙法的脱硫剂—石灰石来源丰富且价格便宜，另外钙法技术在国外相当成熟且公开，获取容易。
但是由于钙法技术设备易结垢阻塞、附产物石膏销路不畅、系统复杂、投资多、占地面积大、产生二次污染、运行费用高等问题的日益显现，使得这项技术在中国的推广前景不容乐观。
近年来氨法脱硫技术倍受业界关注，许多的企业、研究单位对氨法脱硫技术的前景作出了乐观评价，诸如：“采用硫酸铵过程，烟气脱硫可以实现自负盈亏"——美国Ellison 咨询公司；“通过大量、高价值的副产品生产，烟气脱硫可以获得卓越的投资效益"——美国John Brown公司；“氨法烟气脱硫时代已经到来了"——美国GE公司；“经过二十多年一步一步地漫长的发展，如今，氨法已进入工业化应用阶段。
"——Krupp公司。
由于氨法是回收法，可充分利用我国广泛的氨源生产硫肥，以弥补我国大量进口硫磺的缺口，这样既治理了大气二氧化硫的污染，又变废为宝、满足我们这一农业大国长期大量的化肥需求，并可产生一定的经济效益，同时氨法脱硫工艺在脱硫的同时又可脱氮，对减少温室气体起到非常重要的作用，是一项较适应中国国情的、完全资源化的、适应长远发展的、很具推广价值的、更环保的脱硫技术。
一些专家曾强调钙法脱硫最终产物填埋处理方法不科学、造成资源浪费、产生二次污染的问题，并提出氨法更符合循环经济理念、会成为将来的一个发展方向；还有一些官员曾表示支持电厂上氨法脱硫示范工程，也曾提出在很多条件下，如煤的含硫量较高时，无论是从经济角度还是脱硫效果而言，都应当选择氨法技术。
本文拟对氨法脱硫技术的发展、原理、前景和各类氨法技术情况进行浅析，并侧重介绍江南氨回收法脱硫技术。
2 氨法脱硫的发展历史70年代初，日本与意大利等国开始研制氨法脱硫工艺并相继获得成功。
氨法脱硫工艺主体部分属化肥工业范筹，对电力企业而言比较陌生，这是氨法脱硫技术未得到广泛应用的主要因素。
随着合成氨工业的不断发展以及厂家对氨法脱硫工艺自身的不断完善和改进，进入90年代后，氨法脱硫工艺渐渐得到了应用。
国外研究氨法脱硫技术的企业主要有：美国：GE、Marsulex、Pircon、Babcock & Wilcox；德国：Lentjes Bischoff、Krupp Koppers；日本：NKK、IHI、千代田、住友、三菱、荏原；等等。
不同工艺的氨法脱硫自20世纪80-90年代开始应用，日本NKK（日本钢管公司）在70年代中期建成了200MW和300MW两套机组，目前已累计运行二十多年。
美国GE（通用环境系统公司）于1990年开始建成了多个大型示范装置，规模从50MW至300MW。
德国Krupp Koppers（德国克虏伯公司）也于1989年在德国建成65MW示范装置，目前已累计运行十多年。
据不完全统计，全世界目前使用氨法脱硫的机组大约在10000MW左右。
但是，氨法脱硫技术长时间存在着气溶胶、氨损、副产品稳定性的问题，加上氨法起步晚、业绩少，这些都是制约氨法在烟气脱硫上推广的因素，一直没有被企业和环保部门完全接受。
1995年国家计委和科技部将氨法脱硫技术作为国家重点科技攻关项目并列入“十五"863项目，经过一些科研机构和企业的多年烟法和工业试验，逐渐形成了适合我国国情的氨回收法脱硫技术并树立了工程业绩。
目前国内氨法脱硫最大的业绩是镇江江南环保工程建设有限公司在天津碱厂建设的60MW机组氨回收法烟气脱硫装置，该装置的成功应用，彻底解决了困扰氨法脱硫技术在锅炉烟气脱硫工程上使用的难题，为氨法脱硫技术在我国的全面应用拉开了序幕。
3 氨法分类及各类氨法简介氨法脱硫工艺皆是根据氨与SO2、水反应成脱硫产物的基本机理而进行的，主要有湿式氨法、电子束氨法、脉冲电晕氨法、简易氨法等。
电子束氨法（EBA法）与脉冲电晕氨法（PPCP法）电子束氨法与脉冲电晕氨法分别是用电子束和脉冲电晕照射喷入水和氨的、已降温至70℃左右的烟气，在强电场作用下，部分烟气分子电离，成为高能电子，高能电子激活、裂解、电离其他烟气分子，产生OH、O、HO2等多种活性粒子和自由基。
在反应器里，烟气中的SO2、NO被活性粒子和自由基氧化为高阶氧化物SO3、NO2，与烟气中的H2O相遇后形成H2SO4和HNO3，在有NH3或其它中和物注入情况下生成（NH4）2SO4/NH4NO3的气溶胶，再由收尘器收集。
脉冲电晕放电烟气脱硫脱硝反应器的电场本身同时具有除尘功能。
这两种氨法大的能耗和低的效率尚要改进，同时设备容易阻塞，主要设备如大功率的电子束加速器和脉冲电晕发生装置还在研制阶段。
简易氨法简易氨法已商业化的有TS、PS氨法脱硫工艺等，主要利用气相条件下的H2O、NH3与SO2间的快速反应设计的简易反应装置，严格地讲简易氨法是一种不回收的氨法，其脱硫产物大部分是气溶胶状态的不稳定的亚铵盐，回收十分困难，氨法的经济性不能体现；且脱硫产物随烟气排空后又会有部分分解出SO2，形成二次污染。
所以，该工艺只能用在环保要求低、有废氨水来源、不要求长期运行的装置上。
