CN109354039A - 利用氯化铵制备氯化氢和氨气的制备系统及方法 - Google Patents
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Abstract
本申请公开了一种利用氯化铵制备氯化氢和氨气的制备系统及方法，该制备系统包括至少一个分解反应器和再生反应器，或者包括一个既可以作为分解反应器又可以作为再生反应器的反应器。氯化铵颗粒通过反应器上的固体颗粒进料装置连续加入分解反应器，并与熔融态硫酸氢氨反应，生成氯化氢气体和中间物料；中间物料排入再生反应器，在其中受热分解形成硫酸氢氨与氨气；硫酸氢氨返回分解反应器而循环使用。本发明提出了连续化分解氯化铵工业可行的实施方案，通过氯化铵固体颗粒的连续缓慢加入，降低了氯化铵的挥发性，提高了氯化铵的利用率。
Description
技术领域
本申请涉及无机盐及纯碱化工领域，尤其涉及利用氯化铵制备氯化氢和氨气的技术。
背景技术
近年来，纯碱的需求量快速增长，而其副产品氯化铵由于在化肥应用方面有限，亟需找到合适的利用方式。如果将氯化铵分解成经济价值较高的NH3和HCl，NH3可在纯碱工业中循环利用，HCl也可以在有机氯化工等诸多领域得到应用。
NH4Cl受热可分解成NH3和HCl，但同时有大量的NH4Cl升华，而且生成的NH3和HCl难以分离，极易重新生成很小的NH4Cl颗粒，因而利用氯化铵分解制备氯化氢和氨气，在世界上还没有实现大规模工业化应用。
为了得到NH4Cl的分解产物NH3和HCl，一种可行的方法是在反应物NH4Cl中加入可重复使用的酸性(或碱性)循环介质，使其与加热产生的NH3(或HCl)先反应成中间产物，从而使HCl(或NH3)先释放出来，然后在通在进一步热解中间产物而释放NH3(或HCl)。一些专利和文献基于上述路线提出了一些化学路线或概念工艺。例如专利US1718420提出以NH4HSO4为循环介质，分步得到HCl和NH3的化学路线；专利US2787524以NaHSO4/NH4HSO4及为循环介质，分步得到HCl和NH3，US4293532基于上述路线，进一步提出了各部反应的温度和反应物的化学计量比。但公开的文献均未能提出一个便于工业实施的完整制备系统及相应的操作方法。
发明内容
有鉴于此，本发明针对现有技术中所存在的上述问题提供了利用氯化铵制备氯化氢和氨气的系统和方法。
本发明的一方面，提供了一种利用氯化铵制备氯化氢和氨气的制备系统，所述制备系统包括至少一个反应器，在所述反应器内，氯化铵和熔融态硫酸氢氨发生分解反应，以输出氯化氢气体并获得中间物料；中间物料发生再生反应，以输出氨气并获得硫酸氢氨；所述分解反应和所述再生反应发生于同一个所述反应器的不同工作阶段，或者发生于可连通的多个反应器内。本发明制备系统的一个特征是，所述氯化铵是以固体颗粒的形式连续加入反应器的，因此，所述反应器至少包含一个可连续进料的固体颗粒进料装置，用以将氯化铵颗粒加入反应器。
所述固体颗粒进料装置包括一个定量输送装置、一个位于所述分解反应器上的入料管、一段与输送装置及入料管连通的管道；所述入料管一端位于反应器器壁上，一端在反应器内并位于液体物料液面以下。
本发明制备系统的一种形式是所述分解反应和所述再生反应发生于可连通的多个反应器。此时，所述至少一个反应器包括：分解反应器，用于发生分解反应，其具有固体颗粒进料装置、液体入料口、液体出料口以及排气口；至少一个再生反应器，与所述分解反应器相连，用于发生再生反应，其具有液体入料口、液体出料口以及排气口；所述系统还包括至少一个与分解反应器相连的解吸装置，在所述解吸装置内，溶解在反应物料中的氯化氢气体从中析出。解吸装置包括一个液体入料口，一个载气入口，一个液体出料口以及一个排气口；所述解吸装置的液体入料口与分解反应器的液体出料口相连，解吸装置的液体出料口与再生反应器的液体入料口相连。再生反应器和分解反应器之间还包括液体物料由再生反应器返回分解反应器的连接管路。
所述分解反应器和再生反应器均具有加热装置与温控装置。
所述分解反应和再生反应发生于可连通的多个所述反应器的情形之一是：所述分解反应器和再生反应器的数量均为1个。
情形之二是：所述分解反应器的数量为多个，所述再生反应器的数量为1个。
情形之三是：所述分解反应器的数量为1个，所述再生反应器的数量为多个。
情形之四是：所述分解反应器和再生反应器的数量均为多个。
当所述分解反应和再生反应发生于可连通的多个所述反应器时，所述制备系统还包括至少一个熔盐泵，位于所述分解反应器的液体出料口与所述再生反应器的液体入料口相连处和/或位于所述分解反应器的液体入料口与所述再生反应器的液体出料口相连处。所述制备系统中还包括：保温装置，位于多个所述反应器之间的连接处。
所述分解反应器的数量为多个时，多个分解反应器的连接方式为串联，即前一个分解反应器的液体出料口与后一个反应器的液体入料口相连；最后一个分解反应器的液体出料口与解吸装置的入料口相连；此时，至少第一个分解反应器具有固体颗粒进料装置和加热装置；所有分解反应器均具有温控装置。
优选地，所述多个串联的分解反应器，后一个分解反应器的反应温度不高于前一个分解反应器的反应温度；
优选地，所述多个串联的分解反应器，每个分解反应器均具有固体颗粒进料装置。
优选地，所述多个串联的分解反应器的数量为2～3个。
当所述再生解反应器的数量为多个时，多个所述再生反应器的连接方式为串联，即前一个再生反应器的液体出料口与后一个再生反应器的液体入料口相连；最后一个再生反应器的液体出料口至少与所述第一个分解反应器的液体入料口相连。
当所述至少一个再生反应器的数量为多个，多个所述再生反应器的连接方式还可以为并联，即每个再生反应器的液体出料口与所述分解反应器的液体入料口相连，每个再生反应器的液体入料口与所述分解反应器的液体出料口相连。
优选地，所述分解反应器包括搅拌釜反应器和/或转筒式反应器；所述再生反应器包括管式反应器、搅拌釜反应器和/或转筒式反应器。
本发明的制备系统的另一种形式是：所述分解反应和再生反应发生于同一个所述反应器的不同工作阶段。此时，反应器为搅拌反应器或转筒式反应器。
本发明的另一方面，提供了一种基于上述制备系统，以氯化铵为原料制备氯化氢气体和氨气的方法：来自所述再生反应器的硫酸氢氨通过液体入料口加入分解反应器；氯化铵颗粒通过固体颗粒进料装置连续加入所述分解反应器，分解反应器中氯化铵与熔融态硫酸氢氨反应，生成的氯化氢气体通过排气口持续排出，生成的所述中间物料通过液体出料口排出；利用高位差或熔盐泵使所述中间物料流入所述解吸装置入料口，在解吸装置中通入惰性载气，以使溶解的氯化氢气体进入载气；解吸后的中间物料自解吸装置液体出料口排出，进入再生反应器；所述解吸后的中间物料在再生反应器中受热分解形成硫酸氢氨与氨气；生成的氨气通过排气口持续排出，生成的硫酸氢氨通过液体出料口排出，利用熔盐泵或高位差返回分解反应器。
所述分解反应的反应温度范围为150℃～280℃，所述再生反应的反应温度范围为280℃～380℃。
所述的惰性载气为热空气，温度为240℃～280℃。
基于本发明的制备系统，以氯化铵为原料制备氯化氢和氨气的方法，当所述分解反应和再生反应发生于可连通的多个所述反应器时，一种优选的操作方式是连续操作：所述氯化铵颗粒通过固体颗粒进料装置以恒定速率加入所述分解反应器，来自所述再生反应器的熔融态硫酸氢氨通过液体入料口流入分解反应器；分解反应器中氯化铵与硫酸氢氨反应，生成的氯化氢气体通过排气口排出，生成的所述中间物料通过液体排料口持续排出；利用高位差或熔盐泵使所述中间物料流入所述解吸装置入料口，在解吸装置中通入惰性载气，以使溶解的氯化氢气体进入载气；解吸后的中间物料自解吸装置液体出料口持续排出，进入再生反应器；所述解吸后的中间物料在再生反应器中受热分解形成硫酸氢氨与氨气；生成的氨气通过排气口持续排出，生成的硫酸氢氨通过液体出料口持续排出，利用熔盐泵或高位差返回分解反应器。
优选地，所述分解反应器中，硫酸氢氨与氯化铵的流量之比为1.5:1～3:1，所述流量是以物质的量计量的。
基于本发明的制备系统，以氯化铵为原料制备氯化氢和氨气的方法，当所述分解反应和所述再生反应发生于同一个所述反应器的不同工作阶段时，操作方式如下：硫酸氢氨在所述反应器中加热至熔融状态；将氯化铵颗粒通过固体颗粒进料装置以一定速率连续加入反应器，在所述分解反应温度下，氯化铵与所述硫酸氢氨在反应器中生成所述氯化氢气体与中间物料；氯化氢气体通过排气口持续排出；待氯化铵反应完全后，将反应器温度升高至所述再生反应温度，所述中间物料在反应器中受热分解形成硫酸氢氨与氨气；氨气通过排气口排出；待中间物料反应完全后，将反应器温度降低至分解反应温度，以进入下一个操作批次。
优选地，所述反应器中，一个操作批次中，加入的氯化铵与系统中存在的硫酸氢氨的物质的量之比为2:3～2:5。
优选地，当分解反应和所述再生反应发生于同一个所述反应器的不同工作阶段时，所述分解反应的温度范围为150℃～280℃，所述再生反应的温度范围为280℃～380℃。
基于本发明的制备系统，以氯化铵制备氯化氢气体和氨气的方法，优选的，所述氯化铵颗粒的目数不小于20目，所述目数基于泰勒标准筛制。
本发明的利用氯化铵制备氯化氢和氨气的系统及方法，与现有技术相比，本发明提供了详细的系统设计，装置以及制备方法，给出了连续化分解氯化铵工业可行的具体实施方案，而且通过氯化铵固体颗粒的连续缓慢加入，降低了氯化铵的挥发性，提高了氯化铵的转化率和利用率。
附图说明
通过以下参照附图对本发明实施例进行描述，本发明的上述以及其他目的、特征和优点将更为清楚。
图1为本发明第一实施例的制备系统示意图。
图2为本发明第二实施例的制备系统示意图。
图3为本发明第三实施例的制备系统示意图。
图4为本发明第四实施例的制备系统示意图。
图5为本发明第五实施例的制备系统示意图。
图6为本发明第六实施例的制备系统示意图。
具体实施方式
以下将参照附图更详细地描述本发明。在各个附图中，相同的元件采用类似的附图标记来表示。为了清楚起见，附图中的各个部分没有按比例绘制。此外，可能未示出某些公知的部分。
在下文中描述了本发明的许多特定的细节，以便更清楚地理解本发明。但正如本领域的技术人员能够理解的那样，可以不按照这些特定的细节来实现本发明。
下面结合附图和具体实施例说明本发明的原理和具体实施方案。如无特殊说明，本发明中所采用的NH4Cl、NH4HSO4的固体原料均为市售的工业级的化学原料，NH4Cl的粒度为50目(泰勒标准筛制)，NH4HSO4熔融液是通过加热NH4HSO4固体得到的。
本发明利用化学循环的概念，引入循环介质硫酸氢氨(NH4HSO4)，实现氯化铵分解以及NH3和HCl的分离。本发明所涉及的化学反应如下：
NH4Cl分解反应：
NH4Cl+NH4HSO4→(NH4)2SO4+HCl↑ΔH＝68.3kJ/mol
NH4HSO4再生反应：
(NH4)2SO4→NH4HSO4+NH3↑ΔH＝108.0kJ/mol
图1为本发明第一实施例的制备系统示意图，第一实施例的制备系统包括：分解反应器110、再生反应器120、解吸装置130、熔盐泵140、以及连接管路150。
在本实施例中，分解反应器110为搅拌釜反应器，包括：液体入料口111、排气口112、液体出料口113、以及固体颗粒进料装置114。其中，固体颗粒进料装置114包括：入料管101与定量输送装置。入料管101自分解反应器110的器壁延伸至内部的液体物料液面以下，定量输送装置通过管道与入料管101连通。再生反应器120为釜式反应器，包括：液体入料口121、排气口122、以及液体出料口123。解吸装置130为鼓泡塔，包括：液体入料口131、载气入口132、排气口133，以及液体出料口134。
在本实施例中，分解反应器110与再生反应器120的数量均为1个。分解反应器的液体出料口113通过连接管路150与解吸装置的液体入料口131连通。解吸装置的液体出料口134通过连接管路150与再生反应器的液体入料口121连通。再生反应器的液体出料口123通过连接管路150与分解反应器的液体入料口111连通。
本发明第一实施例的制备系统的工作过程为：采用连续操作，将氯化铵颗粒通过固体颗粒进料装置114以一定流量连续加入分解反应器110，与熔融态的硫酸氢氨反应。分解反应生成的HCl气体自熔融液溢出后经排气口112排出，送至本系统外后续工艺。反应后的中间物料(硫酸氢氨与硫酸铵的混合液)经分解反应器的液体出料口113、连接管路150以及液体入料口131排入解吸装置130。以热空气(入口温度为240℃～280℃)为载气，经由载气口132输送至解吸装置130内部，除去溶解在中间物料中的氯化氢气体，氯化氢气体通过排气口133排出。去除了氯化氢气体的中间物料再经液体出料口134、连接管路150以及再生反应器的液体入料口121进入再生反应器120。具体地，可以通过高位差(分解反应器120的位置高于解吸装置130，解吸装置130的位置高于再生反应器120)或者通过在连接管路150上设置熔盐泵140来输送中间物料。在再生反应器120中，来自分解反应器110的中间物料受热重新生成硫酸氢氨并放出NH3气体，NH3气体自熔融液中溢出后经排气口122排出，而硫酸氢氨熔融液则从再生反应器的液体出料口123以及分解反应器的液体入料口111返回分解反应器。具体的输送方法和上面输送分解反应后中间物料的方法是相同的，不再赘述。
由于分解反应为两相反应(氯化铵是以固体颗粒加入反应器)，需要采用混合装置以使固体颗粒分布和受热反应均匀，因此，本实施例中的分解反应器110为搅拌反应器。当然，本领域内一般技术人员，根据常识和经验，选择其他形式具有混合装置的反应器，理应包含在本发明的保护范围中。为保证氯化铵较高的转化率，硫酸氢氨按化学计量比是过量的。在一些优选地实施例中，硫酸氢氨与氯化铵的流量(基于物质的量，下同)之比的范围包括1.5:1～3:1。由于再生反应为均相反应，且反应速率较慢，原则上无需混合装置，也可采用釜式反应器。
此外，分解反应和再生反应均为吸热反应，可通过在釜外壁设置夹套以及在釜内设置盘管进行换热。加热介质可采用导热油。也可采用红外、电磁等方式加热。其中，分解反应器中的反应温度的范围包括150℃～280℃。再生反应器的反应温度的范围包括280℃～380℃。
作为一种具体的实施例，分解反应器110的体积为4m3，直径为1.5m，高为2.25m，装填系数为0.7、再生反应器120的体积为2.5m3，直径为1.25m，高为2m，装填系数为0.7。
作为一种具体的实施例，固定硫酸氢氨与氯化铵加入的流量之比为2:1，即氯化铵的流量为8.23kmol/h，硫酸氢铵的流量为16.46kmol/h。分解反应器110分别设置温度分别为150℃、180℃、200℃、220℃、240℃、260℃、280℃，再生反应器120设置温度为350℃。测定生成氯化氢和氨气的含量，计算转化率，测定结果如表1所示，其中再生转化率为氨气相对于生成的硫酸铵的分解转化率。
表1不同分解温度下的反应结果
作为一种具体的实施例，固定硫酸氢氨与氯化铵的流量之比为2:1，即氯化铵的流量为8.23kmol/h，硫酸氢铵的流量为16.46kmol/h。分解反应器110设置温度为240℃，再生反应器120设置温度分别为280℃、300℃、325℃、350℃、380℃。测定生成氯化氢和氨气的含量，计算转化率，测定结果如表2所示，其中再生转化率为氨气相对于生成的硫酸铵的分解转化率。
表2不同再生温度下的反应结果
作为一种具体的实施例，选择上述分解反应器110设置温度为240℃、再生反应器120设置温度为325℃的工艺条件，采用Aspen模拟得到的物料平衡和热量平衡数据见表3。需要说明的，由于再生反应器120的温度较高，在分解反应器110中未反应的NH4Cl进入再生反应器120后全部挥发(实际是转化为NH3和HCl，这些NH3和HCl在系统外其他工序降温后实际又形成NH4Cl结晶)，从而造成原料的浪费和设备管道阻塞，这说明通过本发明的技术方案，提高NH4Cl的转化率是非常必要的。
表3物料平衡及热量平衡数据
作为本发明的一个对比，采用间歇操作，并将8.23kmol的氯化铵颗粒一次性加入16.46kmol硫酸氢铵中(硫酸氢氨与氯化铵流量之比为2:1)。分解反应器110设置温度为240℃、再生反应器设置温度为300℃。测定生成氯化氢和氨气的含量，计算转化率，测定结果如表4所示。可见将氯化铵颗粒一次性加入时的氯化铵的分解转化率明显低于连续加入时的结果。其中，再生转化率为氨气相对于生成的硫酸铵的分解转化率。
表4氯化铵颗粒一次性加入操作的结果
| 类别 | HCl/kmol/h | NH3/kmol/h | 分解转化率/％ | 再生转化率/％ |
| 结果 | 6.5 | 6.0 | 79.0 | 92.3 |
图2为本发明第二实施例的制备系统示意图，第二实施例的制备系统包括：分解反应器110(1)和110(2)、再生反应器120、解吸装置130、熔盐泵140、以及连接管路150。
在本实施例中，分解反应器110为搅拌釜反应器，包括：液体入料口111、排气口112、液体出料口113、以及固体颗粒进料装置114。其中，固体颗粒进料装置114包括：入料管101与定量输送装置，入料管101自分解反应器110的器壁延伸至内部的液体物料液面以下，定量输送装置通过管道与入料管101连通。再生反应器120为釜式反应器，包括：液体入料口121、排气口122、以及液体出料口123。解吸装置130为鼓泡塔，包括：液体入料口131、载气入口132、排气口133，以及液体出料口134。
在本实施例中，分解反应器的数量为多个，再生反应器的数量为1个。多个分解反应器的连接方式为串联，即前一个分解反应器的液体出料口113与后一个分解反应器的液体入料口111通过连接管路150连通。最后一个分解反应器的液体出料口113与解吸装置的入料口131通过连接管路150连通。解吸装置的液体出料口134通过连接管路150与再生反应器的液体入料口121连通。再生反应器的液体出料口123通过连接管路150与分解反应器的液体入料口111连通。
本发明第二实施例的制备装置与第一实施例的工作原理、过程大体一致，不同之处在于。为控制反应的深度，因此采用多个分解反应器串联的操作方式，当然，再生反应器也可以采取多个反应器串联或并列的操作方式，在此不再赘述。
作为一种具体的实施例，每个分解反应器110的体积为1.25m3，直径为1m，高为1.5m，装填系数为0.7。再生反应器120的体积为2.5m3，直径为1.25m，高为2m，装填系数为0.7。固定硫酸氢氨与氯化铵总流量之比为2:1，即氯化铵的总流量为8.23kmol/h。其中，分解反应器110(1)中NH4Cl流量为4.92kmol/h，分解反应器110(2)中的NH4Cl流量为3.31kmol/h，硫酸氢铵的流量为16.46kmol/h。两个分解反应器的温度均为240℃，再生反应器设置温度为300℃，测定生成氯化氢和氨气的含量，计算转化率，测定结果如表5所示，其中：氯化氢的流量为两个反应器氯化氢流量的和。再生转化率为氨气相对于生成的硫酸铵的分解转化率。
表5分解反应器采取两个相同反应釜串联的结果
| 类别 | HCl/kmol/h | NH<sub>3</sub>/kmol/h | 分解转化率/％ | 再生转化率/％ |
| 结果 | 7.9 | 7.4 | 96.0 | 93.7 |
图3为本发明第三实施例的制备系统示意图。此系统仅包含一台反应器，分解和再生反应均在此反应器中完成，但工作时段和条件不同。第三实施例的反应器210包括：液体入料口211、排气口212、液体出料口113、以及固体颗粒进料装置214。其中，固体颗粒进料装置214包括：入料管201与定量输送装置，入料管201自分解反应器210的器壁延伸至内部的液体物料液面以下，定量输送装置通过管道与入料管201连通。
本发明第三实施例的制备系统的工作过程为：采用间歇操作，将硫酸氢氨在反应器210中加热至熔融状态。在第一预设温度下，用固体颗粒进料装置214以一定流量持续将氯化铵颗粒加入到反应器210中，氯化铵与硫酸氢氨在反应器210中生成氯化氢气体与中间物料，通过反应器的排气口212将氯化氢气体排出。间隔第一预定时间后，在第二预设温度下，中间物料在反应器210中受热分解形成硫酸氢氨与氨气，通过反应器的排气口212将氨气排出。
上述操作可遵循一般间歇反应釜的操作，按上述最优比例加入氯化铵和硫酸氢氨，升温至分解优选温度(第一预设温度)，氯化氢气体送至本系统外后续工艺，第一预定时间后，升温至再生优选温度(第二预设温度)，氨气气体送至本系统外后续工艺，第二预定时间后，降温至优选分解温度，重复上述操作。
作为一种具体的实施例，反应器210为搅拌釜反应器，体积为4m3，直径为1.5m，高为2.25m，装填系数为0.7，固定硫酸氢氨与氯化铵加入的物质的量之比为2:1。采取间歇操作，以一定量速率(220kg/h)加入氯化铵，预先在反应器熔融16.46kmol的硫酸氢铵，分解温度设定为240℃，再生温度设置为300℃，测定生成氯化氢和氨气的含量，计算转化率，测定结果如表6所示，其中：再生转化率为氨气相对于生成的硫酸铵的分解转化率。
表6采用一个反应器操作的结果
| 类别 | HCl/kmol/h | NH<sub>3</sub>/kmol/h | 分解转化率/％ | 再生转化率/％ |
| 结果 | 6.3 | 5.7 | 76.5 | 90.5 |
图4为本发明第四实施例的制备系统示意图。第四实施例的制备系统包括：分解反应器110(1)和110(2)、再生反应器120(1)和120(2)、解吸装置130、熔盐泵140、以及连接管路150。
在本实施例中，分解反应器110(1)和110(2)为搅拌釜反应器，均包括：液体入料口111、排气口112、液体出料口113、以及固体颗粒进料装置114。其中，固体颗粒进料装置114包括：入料管101与定量输送装置，入料管101自分解反应器的器壁延伸至内部的液体物料液面以下，定量输送装置通过管道与入料管101连通。再生反应器120(1)和120(2)为管式反应器，均包括：液体入料口121、排气口122、液体出料口123、热导油出/入口124。解吸装置130为鼓泡塔，包括：液体入料口131、载气入口132、排气口133，以及液体出料口134。
在本实施例中，分解反应器与再生反应器的数量均为多个。多个分解反应器的连接方式为串联，即前一个分解反应器的液体出料口113与后一个分解反应器的液体入料口111通过连接管路150连通。最后一个分解反应器的液体出料口113与解吸装置的入料口131通过连接管路150连通。多个再生反应器的连接方式为串联，即前一个再生反应器的液体出料口123与后一个再生反应器的液体入料口121通过连接管125连通，第一个再生反应器的液体入料口121通过连接管路150与解吸装置的出料口134连通，最后第一个再生反应器的的液体出料口123通过连接管路150与第一个分解反应器的液体入料口111连通。
本发明第四实施例的制备系统与第一实施例的工作原理、过程大体一致，不同之处在于，考虑到反应时间长，反应热负荷大，为增大传热面积，延长停留时间，采用多个管式反应器串联的操作方式，其中，加热方式为在管外采用加热介质进行加热，当然，再生反应器也可以采取多个反应器并列的操作方式，在此不再赘述。
作为一种具体的实施例，分解反应器同实施例三，或者也可以仅在第一个分解反应器110(1)设置固体颗粒进料装置114。再生反应器采取两段管式反应器串联，每段管式反应器的体积为1.25m3，直径为0.5m，长为6.37m。固定硫酸氢氨与氯化铵加入的摩尔比为2:1，即氯化铵的摩尔流量为8.233kmol/h，硫酸氢铵的加入量为16.466kmol。两个分解反应器110(1)和110(2)的反应温均为240℃，两个再生反应器120(1)和120(2)反应温度为300℃，测定生成氯化氢和氨气的含量，计算转化率，测定结果如表7所示，其中：再生转化率为氨气相对于生成的硫酸铵的分解转化率。
表7再生反应器采取两段管式反应器串联的结果
| 类别 | HCl/kmol/h | NH<sub>3</sub>/kmol/h | 分解转化率/％ | 再生转化率/％ |
| 结果 | 7.9 | 7.6 | 96 | 96.2 |
图5为本发明第五实施例的制备系统示意图。第五实施例的制备系统包括：分解反应器110、再生反应器120(1)和120(2)、解吸装置130、熔盐泵140、以及连接管路150。
在本实施例中，分解反应器110为搅拌釜反应器，均包括：液体入料口111、排气口112、液体出料口113、以及固体颗粒进料装置114。其中，固体颗粒进料装置114包括：入料管101与定量输送装置，入料管101自分解反应器的器壁延伸至内部的液体物料液面以下，定量输送装置通过管道与入料管101连通。再生反应器120(1)和120(2)为管式反应器，均包括：液体入料口121、排气口122、液体出料口123、热导油出/入口124。解吸装置130为鼓泡塔，包括：液体入料口131、载气入口132、排气口133，以及液体出料口134。
在本实施例中，分解反应器的数量为1个，再生反应器的数量为多个。分解反应器的液体出料口113与解吸装置的入料口131通过连接管路150连通。多个再生反应器的连接方式为串联，即前一个再生反应器的液体出料口123与后一个再生反应器的液体入料口121通过连接管125连通，第一个再生反应器的液体入料口121通过连接管路150与解吸装置的出料口134连通，最后第一个再生反应器的的液体出料口123通过连接管路150与分解反应器的液体入料口111连通。
本发明第五实施例的制备系统与第四实施例的工作原理、过程大体一致，不同之处在于，分解反应器的数量为1个。
作为一种具体的实施例，分解反应器110的体积为4m3，直径为1.5m，高为2.25m，装填系数为0.7，再生反应器采取两段管式反应器串联，每段管式反应器的体积为1.25m3，直径为0.5m，长为6.37m。固定硫酸氢氨与氯化铵加入的摩尔比为2:1，即氯化铵的摩尔流量为8.233kmol/h，硫酸氢铵的加入量为16.466kmol。分解反应器的反应温为240℃，两个再生反应器120(1)和120(2)反应温度为300℃，测定生成氯化氢和氨气的含量，计算转化率，测定结果如表8所示，其中：再生转化率为氨气相对于生成的硫酸铵的分解转化率。
表8分解反应釜为1个，再生反应器采取两段管式反应器串联的结果
| 类别 | HCl/kmol/h | NH<sub>3</sub>/kmol/h | 分解转化率/％ | 再生转化率/％ |
| 结果 | 7.6 | 7.2 | 92.3 | 94.7 |
图6为本发明第六实施例的制备系统示意图。第六实施例的制备系统包括：分解反应器110、再生反应器120(1)和120(2)、解吸装置130、熔盐泵140、以及连接管路150。
在本实施例中，分解反应器110为搅拌釜反应器，均包括：液体入料口111、排气口112、液体出料口113、以及固体颗粒进料装置114。其中，固体颗粒进料装置114包括：入料管101与定量输送装置，入料管101自分解反应器的器壁延伸至内部的液体物料液面以下，定量输送装置通过管道与入料管101连通。再生反应器120(1)和120(2)为搅拌釜反应器，均包括：液体入料口121、排气口122、液体出料口123。解吸装置130为鼓泡塔，包括：液体入料口131、载气入口132、排气口133，以及液体出料口134。
在本实施例中，分解反应器的数量为1个，再生反应器的数量为多个。分解反应器的液体出料口113与解吸装置的入料口131通过连接管路150连通。多个再生反应器的连接方式为并联，即每一个再生反应器的液体入料口121通过连接管路150与解吸装置的出料口134连通，每个再生反应器的的液体出料口123通过连接管路150与分解反应器的液体入料口111连通。
本发明第六实施例的制备系统与第五实施例的工作原理、过程大体一致，不同之处在于，再生反应器为釜式反应器。
作为一种具体的实施例，分解反应器110的体积为4m3，直径为1.5m，高为2.25m，装填系数为0.7，再生反应器采取两个釜式反应器并联，每个反应器的体积为1.25m3，直径为0.84m，高为1.26m，装填系数为0.7。固定硫酸氢氨与氯化铵加入的摩尔比为2:1，即氯化铵的摩尔流量为8.233kmol/h，硫酸氢铵的加入量为16.466kmol。分解反应器的反应温为240℃，两个再生反应器120(1)和120(2)反应温度为300℃，测定生成氯化氢和氨气的含量，计算转化率，测定结果如表9所示，其中：再生转化率为氨气相对于生成的硫酸铵的分解转化率。
表9再生反应器采取两个釜式反应器并联的结果
| 类别 | HCl/kmol/h | NH<sub>3</sub>/kmol/h | 分解转化率/％ | 再生转化率/％ |
| 结果 | 7.7 | 7.4 | 93.5 | 96.1 |
需要说明的是，根据本领域一般技术人员的常识，分解反应器和再生反应器上还会设置相应的温度、液位等测量，控制系统以及相应的阀门，附图中并没有一一表明，这并不表明本发明工艺中不包含这些常规的设计。根据转化率以及物料衡算调整本发明中原料的进料速率，也是本领域一般技术人员的常识的常规设计，在本发明中也没有一一说明，这也并不表明本发明工艺中不包含这种常规的设计。
依照本发明的实施例如上文所述，这些实施例并没有详尽叙述所有的细节，也不限制该发明仅为所述的具体实施例。显然，根据以上描述，可作很多的修改和变化。本说明书选取并具体描述这些实施例，是为了更好地解释本发明的原理和实际应用，从而使所属技术领域技术人员能很好地利用本发明以及在本发明基础上的修改使用。
Claims (27)
1.一种利用氯化铵制备氯化氢气体和氨气的制备系统，其特征在于，
所述制备系统包括至少一个反应器；
在所述反应器内，所述氯化铵和硫酸氢氨发生分解反应，以输出所述氯化氢气体并获得中间物料；
所述中间物料发生再生反应，以输出所述氨气并获得所述硫酸氢氨；
其中，所述分解反应和所述再生反应发生于同一个所述反应器的不同工作阶段，或者发生于可连通的多个反应器内，所述氯化铵以固体颗粒的形式连续加入至少一个所述反应器中。
2.根据权利要求1所述的制备系统，其特征在于，所述硫酸氢氨为熔融态。
3.根据权利要求2所述的制备系统，其特征在于，至少一个所述反应器包括固体颗粒进料装置，用于将所述氯化铵连续地加入所述反应器。
4.根据权利要求3所述的制备系统，其特征在于，所述固体颗粒进料装置包括：
入料管，自所述反应器的器壁延伸至所述反应器内的液体物料液面以下；以及
定量输送装置，通过管道与所述入料管连通。
5.根据权利要求4所述的制备系统，其特征在于，当所述分解反应和所述再生反应发生于可连通的多个所述反应器内时，所述至少一个反应器包括：
至少一个分解反应器，用于发生分解反应，至少一个所述分解反应器包括：固体颗粒进料装置、液体入料口、液体出料口以及排气口；
至少一个再生反应器，用于发生再生反应，至少一个所述再生反应器包括：液体入料口、液体出料口以及排气口；
其中，至少一个所述分解反应器的液体出料口通过连接管路与至少一个所述再生反应器的液体入料口连通，至少一个所述分解反应器的液体入料口通过连接管路与至少一个所述再生反应器的液体出料口连通。
6.根据权利要求5所述的制备系统，其特征在于，所述制备系统还包括至少一个解吸装置，与至少一个分解反应器相连，
所述解吸装置包括：液体入料口、载气入口、液体出料口以及排气口，
所述解吸装置的液体入料口与至少一个所述分解反应器的液体出料口相连，所述解吸装置的液体出料口与至少一个所述再生反应器的液体入料口相连，
在所述解吸装置内，溶解在所述中间物料中的氯化氢气体析出，并通过所述解吸装置的排气口排出。
7.根据权利要求6所述的制备系统，其特征在于，所述分解反应器和所述再生反应器还包括加热装置与温控装置。
8.根据权利要求7所述的制备系统，其特征在于，所述制备系统还包括：
至少一个熔盐泵，位于所述分解反应器的液体出料口与所述再生反应器的液体入料口相连处和/或位于所述分解反应器的液体入料口与所述再生反应器的液体出料口相连处；以及
保温装置，位于多个所述反应器之间的连接处。
9.根据权利要求5至8任一所述的制备系统，其特征在于，所述分解反应器和所述再生反应器的数量均为1个。
10.根据权利要求5至8任一所述的制备系统，其特征在于，所述至少一个分解反应器的数量为多个，多个所述分解反应器的连接方式为串联，
即前一个分解反应器的液体出料口与后一个分解反应器的液体入料口相连；
最后一个分解反应器的液体出料口与所述解吸装置的入料口相连；
至少第一个分解反应器包括所述固体颗粒进料装置；
至少所述第一个分解反应器包括加热装置；
每个所述分解反应器均包括温控装置。
11.根据权利要求10所述的制备系统，其特征在于，后一个分解反应器的反应温度不高于前一个分解反应器的反应温度。
12.根据权利要求10所述的制备系统，其特征在于，每个所述分解反应器均包括所述固体颗粒进料装置。
13.根据权利要求10所述的制备系统，其特征在于，所述分解反应器的数量范围包括2～3个。
14.根据权利要求10所述的制备系统，其特征在于，所述至少一个再生反应器的数量为1个，所述再生反应器的液体出料口至少与所述第一个分解反应器的液体入料口连通。
15.根据权利要求10所述的制备系统，其特征在于，所述至少一个再生反应器的数量为多个，多个所述再生反应器的连接方式为串联，
即前一个再生反应器的液体出料口与后一个再生反应器的液体入料口相连；
第一个再生反应器的液体入料口与至少一个所述分解反应器的液体出料口相连；
最后一个再生反应器的液体出料口至少与所述第一个分解反应器的液体入料口相连。
16.根据权利要求5至8任一所述的制备系统，其特征在于，所述至少一个分解反应器的数量为1个，所述至少一个再生反应器的数量为多个，多个所述再生反应器的连接方式为串联，
即前一个再生反应器的液体出料口与后一个再生反应器的液体入料口相连；
第一个再生反应器的液体入料口与所述分解反应器的液体出料口相连；
最后一个再生反应器的液体出料口与所述分解反应器的液体入料口相连。
17.根据权利要求5至8任一所述的制备系统，其特征在于，所述至少一个分解反应器的数量为1个，所述至少一个再生反应器的数量为多个，多个所述再生反应器的连接方式为并联，
即每个再生反应器的液体出料口与所述分解反应器的液体入料口相连，
每个再生反应器的液体入料口与所述分解反应器的液体出料口相连。
18.根据权利要求5至8任一所述的制备系统，其特征在于，所述分解反应器包括搅拌釜反应器和/或转筒式反应器；
所述再生反应器包括管式反应器、搅拌釜反应器和/或转筒式反应器。
19.根据权利要求1至4任一所述的制备系统，其特征在于，当所述分解反应和所述再生反应发生于同一个所述反应器的不同工作阶段时，反应器为搅拌反应器或转筒式反应器。
20.一种利用氯化铵制备氯化氢气体和氨气的制备方法，其特征在于，基于权利要求1至19任一所述的制备装置，所述制备方法包括：
所述氯化铵以固体颗粒的形式连续加入至少一个反应器中；
所述氯化铵和硫酸氢氨发生分解反应，输出所述氯化氢气体并获得中间物料；
所述中间物料发生再生反应，输出所述氨气并获得所述硫酸氢氨。
21.根据权利要求20所述的制备方法，其特征在于，当所述分解反应和所述再生反应发生于可连通的多个所述反应器内时，所述制备方法采用连续操作，包括：
氯化铵颗粒通过固体颗粒进料装置以恒定速率连续加入分解反应器；
熔融态的硫酸氢氨通过再生反应器的液体出料口与所述分解反应器的液体入料口流入所述分解反应器；
所述分解反应器中氯化铵颗粒与硫酸氢氨反应，生成的氯化氢气体通过所述分解反应器的排气口排出，生成的中间物料通过所述分解反应器的液体出料口持续排出；
所述中间物料流入解吸装置的入料口，在所述解吸装置中通入惰性载气，使溶解的氯化氢气体进入惰性载气；
解吸后的中间物料自所述解吸装置的液体出料口持续排出，进入所述再生反应器；
所述解吸后的中间物料在所述再生反应器中受热分解形成硫酸氢氨与氨气；
生成的氨气通过所述再生反应器的排气口持续排出，生成的硫酸氢氨通过所述再生反应器的液体出料口持续排出并返回所述分解反应器。
22.根据权利要求21所述的制备方法，其特征在于，所述的惰性载气为热空气，所述热空气的温度范围包括240℃～280℃。
23.根据权利要求21或22所述的制备方法，其特征在于，流入所述分解反应器中的硫酸氢氨与氯化铵的流量之比的范围包括1.5:1～3:1，所述流量通过物质的量计量。
24.根据权利要求20所述的制备方法，其特征在于，当所述分解反应和所述再生反应发生于同一个所述反应器的不同工作阶段时，所述制备方法采用间歇操作，包括：
硫酸氢氨在所述反应器中加热至熔融状态；
氯化铵颗粒通过固体颗粒进料装置以一定速率连续加入反应器；
在所述分解反应温度下，氯化铵与所述硫酸氢氨在反应器中生成所述氯化氢气体与中间物料；
氯化氢气通过所述反应器的排气口持续排出；
当氯化铵颗粒反应完全后，将所述反应器的温度升高至再生反应温度，所述中间物料在所述反应器中受热分解形成硫酸氢氨与氨气；
氨气通过所述反应器的排气口排出；
当所述中间物料反应完全后，将所述反应器温度降低至所述分解反应温度，以进入下一个操作循环。
25.根据权利要求24所述的制备方法，其特征在于，加入的硫酸氢氨与氯化铵的物质的量之比的范围包括3:2～5:2。
26.根据权利要求20至25任一所述的制备方法，其特征在于，所述分解反应的反应温度范围包括150℃～280℃，所述再生反应的反应温度范围包括280℃～380℃。
27.根据权利要求20至25任一所述的制备方法，其特征在于，所述氯化铵颗粒的粒径范围为颗粒的目数不小于20目，所述目数基于泰勒标准筛制。
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