氯化铵热解分离制取氨和氯化氢的多管式移动床反应装置的制作方法

本发明涉及一种化工反应设备，具体是涉及一种氯化铵热解分离制取氨和氯化氢的多管式移动床反应装置。

背景技术：

纯碱生产中的联合制碱法采用氯化钠、二氧化碳与合成氨为原料制取纯碱与氯化铵，氯化铵作为肥料容易导致土壤酸化与板结，市场十分有限，价格一路走低，氯化铵大量积压已成为纯碱行业发展的瓶颈。如果能将氯化铵分解分离为氨气与氯化氢，氨气循环用于制碱，氯化氢用于制备氯乙烯或盐酸，则一方面解决了氯化铵的市场出路问题，又能够代替耗能污染的电解法制备氯化氢的氯碱工艺，是清洁生产方面的一项关键技术。

本发明人曾经在专利文献CN103626206A和有关文献中公开了一种采用高温吸附剂(如氧化镁)与两步加热分解分离氯化铵为氨气和氯化氢的方法，称为化学链循环工艺，然后将纯碱与氯乙烯进行联产，以大规模地将CO₂转化为纯碱。

氯化铵的化学链循环工艺是将氯化铵固体加热气化为氨和氯化氢的气体混合物，然后采用碱性金属氧化物吸收氯化氢气体，释放出氨气。吸收氯化氢后的金属氧化物再进一步加热释放出氯化氢气体，同时将金属氧化物再生。该过程包含两个吸热反应器，释氨器与释氯器。按照该方案，只需要外部供给热量，就可以实现氯化铵的分解与分离。由于氯化铵两步分解都属于吸热反应，同时又不能采用高温气体直接加热的方式以免污染产品气氨和氯化氢，因此只能采用间壁换热方式供热。然而，氯化铵分解的吸热量很大(约160kJ/mol)，常规的间壁换热工业炉(如回转炉)难以提供足够的换热面积，因此很难实现大规模的工业化生产。

利用多根列管同时进行换热则可解决上述换热不足的问题。同时，氯化铵分解释放的气体量也很大，1体积的氯化铵固体气化后释放出约1000倍其体积的气体。反应室中气固两相逆流流动，气体向上而固体向下，固体处于边流化边移动的状态。反应器的结构和操作条件还必须保证固体颗粒流动顺畅、无堵塞与死区，同时要尽量减少返混以提高转化效率。固体的流化、移动与传热强化的要求构成了一对矛盾，需要通过采用合适的列管直径、列管间距、操作气速、颗粒粒径来兼顾二者的不同要求。此外，根据申请人前期对氯化铵热解过程的动力学研究，释氨反应与释氯反应具有不同的动力学特征：释氨反应包括氯化铵热分解与氧化镁吸附氯化氢两步反应，要求吸热速率均匀，适合采用高温烟气与固体颗粒之间的逆流换热模式；而羟基氯化镁的释氯反应初期吸热量大而后期吸热量小，适合采用气固并流换热模式。因此，必须针对氯化铵热解分离的特殊要求进行研究，采用专门的反应器类型、结构和操作条件来满足这一过程在换热、反应、流动方面的要求。

但是，迄今为此公开的专利文献与其他文献大都只涉及氯化铵分解与分离的原理与过程，缺乏针对氯化铵热解过程的专门的反应器的介绍，特别是缺乏对反应器类型、结构与操作条件的介绍。因此，当前亟需设计一种高效的反应器，用于氯化铵的热解分离过程。

技术实现要素：

本发明提供了一种氯化铵热解分离制取氨和氯化氢的多管式移动床反应装置，通过在反应器内部安装大量的换热列管来提供足够的换热面积，满足氯化铵热解换热的需求，同时采用适当的结构与操作条件满足氯化铵热解反应与流动的要求，可实现大规模连续化的工业生产。

一种氯化铵热解分离制取氨和氯化氢的多管式移动床反应装置，包括：带有一个或多个进料口和出料口的释氨器和释氯器；这些进料口包括固体氯化铵进料口、载体进料口，进料口可仅设置一个，也可根据物料不同单独设置，出料口包括固体出料口或者气体出料口；

所述释氯器和释氨器为多管式移动床反应器，释氨器的固体出料口与释氯器的固体进料口连接，释氯器的固体出料口与释氨器的载体进料口连接；同时所述释氯器的供热通道与所述释氨器的供热通道连接，且释氯器通过燃烧供热，释氨器通过燃烧后的高温烟气供热；

所述多管式移动床反应器为横管式移动床反应器或者竖管式移动床反应器。

通过释氨器可实现氯化铵热解反应(释氨反应)，载体一般为碱金属氧化物，例如可采用氧化镁；最终得到的气体物料为氨气，固体物料为吸收氯化氢后的羟基氯化物和未反应完全的金属氧化物，反应如下；

NH4Cl→HCl↑+NH₃↑ (1)

MgO+HCl→Mg(OH)Cl (2)

通过释氯器可完成对载体的回收(释氯反应)，同时实现对氯化氢的回收，发生的反应如下：

Mg(OH)Cl→MgO+HCl↑(主) (3)

Mg(OH)Cl+HCl→MgCl2+H2O↑(副) (4)

采用本发明的上述技术方案，可以连续实现对氯化铵的处理和载体的回收利用，同时得到氨气和氯化氢气体，可将其直接应用于纯碱—氯乙烯联产工艺。另外释氯器的供热通道与释氨器的供热通道连接，利用释氯器换热后的高温烟气对释氨器供热，实现热量的重复和充分利用。

发明人经过大量实验与计算机模拟研究，考察了各种反应器设计方案、结构与操作参数，提出了专门用于氯化铵化学链热解分离的移动床反应器技术，具体方案是：为避免高温气体直接加热的方式污染产品气氨和氯化氢，采用间壁换热方式为过程供热；为提供足够的换热面积，采用多管间壁换热的方式；为兼顾固体的流化、移动与传热强化的要求，采用合适的列管直径、列管间距、操作气速和颗粒粒径。供热方式采用燃气燃烧或高温烟气间接换热。多管式移动床反应器包括横管式与竖管式两类，横管式移动床中，横向换热列管管内走高温烟气，管外走颗粒流；竖管式移动床纵向换热列管管内走颗粒流，管外走高温烟气。横管式移动床包括反应室、高温烟气室和横向换热列管，反应室内的固体颗粒反应物从上部加入，下部排出，释放出的气体从上部排出，颗粒处于流化状态整体向下移动；反应室与高温烟气室交错排列，两个烟气室之间通过密集的横向排列的列管连通，烟气通过管内，与列管之间从上而下的颗粒流间壁换热。竖管式移动床颗粒在管内，上部加入下部排出，气体从上部排出；颗粒在内部释放气体和外加气体的吹动下处于流化状态，同时整体从上到下移动，烟气在管外列管之间的缝隙流动。采用合适的颗粒粒径、列管间隙和操作气速使两种反应器中的颗粒处于均匀流化与鼓泡流化状态，两种反应器的烟气还通过导向挡板或隔板形成弓型流路，与垂直向下的颗粒流进行错流/并流或者错流/逆流间壁接触。温度较高的释氯器排出的烟气再引导到温度较低的释氨器中供热，释氨器排放的烟气再用于预热原料氯化铵或用于燃烧的空气，实现能量的梯级利用。

本发明的释氨器或释氯器可采用两种结构：即可采用横管式与竖管式两种反应器结构，下面分别对这两种结构进行优选方案的说明：

作为优选，所述释氨器或释氯器为横管式移动床反应器，包括：

交替设置的烟气室和反应室，所述烟气室上设有所述的进料口和出料口；

相邻两个烟气室通过横向换热列管连通，这些横向换热列管同时穿过所述两个烟气室之间的反应室，所有烟气室与横向换热列管形成所述释氨器或释氯器的供热通道。

上述方案中释氨器或释氯器为横管式反应器结构。释氨器或释氯器可采用相同的结构，方便装置的布置和加工制作；同时便于实现物料的控制。

作为优选，在所述释氨器上：载体进料口设置在反应室顶部，固体出料口设置在反应室底部，载体自上而下运动；所述烟气室底部设有烟气入口，顶部设有烟气出口，高温烟气自下而上运动，实现高温烟气与载体和氯化铵之间的逆向和错向换热

对于释氨反应，采用的温度是300～450℃。氯化铵的热分解步骤与氯化氢的吸附步骤同时发生，因此高温烟气的流动方向应当与固体物料输送方向相反，做到逆流换热，有利于反应(1)和(2)的完全转化。

作为进一步优选，所述烟气室内设有隔板，相邻两个烟气室内的隔板在竖直方向上交错设置；所述烟气室中，一部分烟气室底部设有所述烟气入口，另外一部分烟气室顶部设有所述烟气出口，两部分烟气室交错设置，与隔板配合，实现高温烟气自下而上迂回运动。采用该技术方案，进一步增加高温烟气与氯化铵和载体的换热时间，实现高温烟气对物料的逆流和错流换热。

作为优选，在所述释氯器上：固体进料口设置在反应室顶部，固体出料口设置在反应室底部，吸收氯化氢的固体自上而下运动；所述烟气室顶部设有燃气入口，底部设有燃气出口，高温燃烧气自上而下运动，实现高温燃烧气与吸收氯化氢的固体之间的并向和错向换热。

对于释氯反应，采用的温度是500～800℃。羟基氯化镁的热分解反应(3)初期进行得很快而后期较慢，因此高温烟气的流动方向应当与固体物料输送方向相同，做到并流换热，以适应反应(3)的要求。同时，为了抑制副反应(4)的进行，还需要在反应室下部加入少量水蒸气。

作为进一步优选，所述烟气室设有隔板，相邻两个烟气室内的隔板在竖直方向上交错设置；所述烟气室中，一部分烟气室顶部设有燃气入口，另外一部分烟气室底部设有燃气出口，两部分烟气室交错设置，与隔板配合，实现高温燃烧气自上而下迂回运动；

所述燃气入口处设有伸入烟气室的燃气管路，燃气管路端部设有所述的燃烧喷嘴。采用该技术方案，进一步增加高温燃烧气与物料之间的换热时间，实现高温烟气对物料的逆流和错流换热。

下面的释氨器或释氯器为竖管式反应器：

作为优选，所述释氨器或释氯器为竖管式移动床反应器，包括：

烟气室；

设置在烟气室内的纵向换热列管，所述纵向换热列管上设有所述的进料口和出料口；

烟气室内与纵向换热列管外壁之间形成所述释氨器或释氯器的供热通道。

作为优选，在所述释氨器上：进料口设置在纵向换热列管顶部，出料口设置在纵向换热列管底部，物料和载体自上而下运动；所述烟气室底部设有烟气入口，顶部设有烟气出口，高温烟气自下而上运动，实现高温烟气与载体和氯化铵之间的逆向和错向换热。基于同样的考虑，对于释氨反应，采用的温度是300～450℃。氯化铵的热分解步骤与氯化氢的吸附步骤同时发生，因此高温烟气的流动方向应当与固体物料输送方向相反，做到逆流换热，有利于反应(1)和(2)的完全转化。

作为优选，在所述释氯器上：固体进料口设置在纵向换热列管顶部，固体出料口设置在纵向换热列管底部，吸收氯化氢的固体自上而下运动；所述烟气室顶部设有燃气入口，底部设有烟气出口，高温燃烧气自上而下运动，实现高温燃烧气与吸收氯化氢的固体之间的并向和错向换热。基于同样的考虑，对于释氯反应，采用的温度是500～800℃。羟基氯化镁的热分解反应(3)初期进行得很快而后期较慢，因此高温烟气的流动方向应当与固体物料输送方向相同，做到并流换热，以适应反应(3)的要求。同时，为了抑制副反应(4)的进行，还需要在反应室下部加入少量水蒸气。

作为优选，所述烟气室内设有一层或多层挡板，挡板上设有供所述纵向换热列管穿过的通孔以及供烟气或燃烧气通过的烟孔，所述烟孔成排设置；所述挡板设置多层时，相邻两层的挡板的烟孔交错设置，分别设置在纵向换热列管两侧。采用该技术方案，也是进一步增强高温烟气或者高温燃烧气对管内物料的换热。

为了使横管式与竖管式两种反应器中的固体颗粒反应物流动顺畅，减少返混，传热良好，应当采用合适的颗粒粒径、列管直径、列管间隙和操作气速使颗粒处于均匀流化与鼓泡流化状态，纵向换热列管直径0.1～0.3米，管间距0.5～2倍管直径。竖向换热列管中采用的固体颗粒粒径10～250微米，操作气速0.03～1.0米/秒。横向换热列管管内是高温烟气流道，管外是热解反应室，颗粒通过横向换热列管之间的空隙自上而下移动。作为优选，横向换热列管直径0.025～0.10米，管间距1.5～4倍管直径；反应室中采用的固体颗粒粒径10～250微米，操作气速0.03～1.0米/秒。

本发明采用在反应器内安装了多根水平的或垂直的换热列管，用于实现颗粒的流化与反应、颗粒与高温烟气的间壁换热。横管式与竖管式两类反应器都可以同时或分别用于释氨与释氯各步反应。横管式移动床反应室中固体颗粒物料从反应器上部加入，通过水平烟气管之间的缝隙向下移动，从反应室下部排出，固体颗粒加热分解后释放出的气体从反应室上部排出；高温烟气从一个烟气室通过水平烟气管通向相邻的另一个烟气室，与列管间的颗粒错流间壁接触。竖管式移动床反应室中固体颗粒在管内自上而下移动，烟气在竖管之间的缝隙内流动，通过横向挡板与导流孔形成弓形流路。两类反应器的高温烟气流路与颗粒流流路都通过挡板、导流孔、隔墙等内部构件设计成错流/并流或者错流/逆流接触模式，以满足换热的要求。

所采用的固体吸附剂为活性氧化镁颗粒。在释氨器中，氯化铵固体与氧化镁颗粒混合后从反应室上部加入，释放出的氨气从上部排出，吸附了氯化氢的固体羟基氯化镁颗粒从下部排出送入释氯器。在释氯器中，羟基氯化镁颗粒从反应室上部加入，释放的氯化氢气体从上部排出，再生后的氧化镁颗粒从下部排出送入释氨器循环使用。

释氨反应器中高温烟气与反应室中的颗粒流采用逆流与错流换热模式，而释氯反应器中高温烟气与反应室中的颗粒流则采用并流与错流换热模式。

本发明采用温度较高的释氯器排出的烟气(650-)引导到温度较低的释氨器中供热，释氨器排放的烟气再用于预热原料氯化铵或用于燃烧的空气，以实现能量的梯级利用。烟气出口温度限制在25～250℃。

本发明中安装在反应器内部的管件材料可以是高温陶瓷，也可以是金属，或者任何一种耐高温耐腐蚀的材料。

本发明中高温烟气可以在反应器内部的烟气室就地通过燃气燃烧产生，也可以通过外置的烟气室产生，然后再引入反应器的烟气室。

本发明高温烟气首先送入释氯反应器的烟气室或就地燃烧产生供给释氯反应，释氯反应器排放的烟气再送入释氨反应器提供热量，释氨反应器排放的烟气最后送去预热空气或氯化铵粉料，做到能量的梯级利用，实现烟气热量的充分利用。

本发明通过在反应器内部安装大量的换热列管来提供足够的换热面积，满足氯化铵热解换热的需求，同时采用适当的结构与操作条件满足氯化铵热解反应与流动的要求，可实现大规模连续化的工业生产；同时可将其应用于纯碱—氯乙烯联产工艺。

附图说明

图1是本发明的氯化铵化学链循环回收氨和氯化氢过程的工艺流程图；

图2是本发明的氯化铵热解分离制取氨和氯化氢的多管式移动床反应装置的释氨器的结构图：(a)为横向换热列管布置侧视图；(b)为释氨器的主视图；(c)为烟气室和反应室的布置俯视图；

图3是本发明的氯化铵热解分离制取氨和氯化氢的横管式移动床反应器的释氯器的结构图：(a)为横向换热列管布置侧视图；(b)为释氯器的主视图；(c)为烟气室和反应室的布置俯视图；

图4是本发明的氯化铵热解分离制取氨和氯化氢的竖管式移动床反应器的释氨器的结构图：(a)为释氨器的主视图；(b)为(a)中A-A面的俯视图；(c)为(a)中B-B面的俯视图；

图5是本发明的氯化铵热解分离制取氨和氯化氢的竖管式移动床反应器的释氯器的结构图：(a)为释氯器的主视图；(b)为(a)中C-C面的俯视图；(c)为(a)中D-D面的俯视图。

具体实施方式

下面结合实施例对本发明作进一步的说明。

如图1所示，为本发明的氯化铵化学链循环回收氨和氯化氢过程的工艺流程图；主要有释氨器1和释氯器2组成：

释氨器1上设有氯化铵进料口a、载体进料口b、氨气出料口c、羟基氯化镁/氧化镁出料口d；释氨器1上内设有换热通道；释氨器1的氯化铵进料口a与氯化铵储存装置通过管路连接；释氨器1的载体进料口b通过管路与释氯器2的固体出料口连接；释氨器1的氨气出料口c可与纯碱制备工艺单元连接。

释氯器2上述设有固体进料口e、水蒸气进料口f、氯化氢出料口g、固体出料口h。释氯器2的固体进料口e与释氨器1的羟基氯化镁/氧化镁出料口d连接；释氯器2的水蒸气进料口f与水蒸气产生装置相连；释氯器2的氯化氢出料口g可与氯乙烯制备工艺单元相连；释氯器2的固体出料口h与释氨器1的载体进料口b相连。

释氨器1和释氯器2中反应过程分别如下：1、将载体氧化镁与氯化铵混合输送至释氨器1中发生反应(1)和(2)，在300～450℃下反应0.5～3h释放出氨气，获得的氨气回用至纯碱工艺单元，而吸附有氯化氢的载体-氧化镁和羟基氯化镁则输送至释氯器2；

NH4Cl→HCl↑+NH₃↑ (1)

MgO+HCl→Mg(OH)Cl (2)

2、吸附有氯化氢的载体在释氯器2中发生反应(3)和(4)，在500～800℃下反应0.5～3h释放出氯化氢，获得的氯化氢输送至氯乙烯工艺单元，释放氯化氢后的载体则回用至步骤1。

Mg(OH)Cl→MgO+HCl↑(主) (3)

Mg(OH)Cl+HCl→MgCl₂+H₂O↑ (4)

上述释氨器1内工艺过程的能量由燃气燃烧提供，释氯器2的工艺过程由高温烟气显热提供，温度较高的释氯器2排出的烟气再引导到温度较低的释氨器1中供热，释氨器1排放的烟气再通过换热器3用于预热原料氯化铵或用于燃烧的空气，实现能量的梯级利用。

氯化铵化学链循环过程中，释氯过程和释氨过程均为固体热分解的吸热反应，因此反应器类型的选择、结构设计和操作条件的设计必须满足反应与换热两方面的要求，体现在以下方面：

(1)反应器必须有足够的换热面积来满足传热的需要；

(2)颗粒粒径、操作气速、列管尺寸与间隙、固体停留时间的设计必须保证固体有良好的流化状态，便于下行移动，不能有堵塞与流动死区，同时又要尽可能减少固体的返混；

(3)流道设计和换热模式既要满足热解反应不同阶段的吸热要求，又要做到高效换热和梯级利用高温烟气的能量。

本发明中为避免高温气体直接加热的方式污染产品气氨和氯化氢，采用间壁换热方式为过程供热；为提供足够的换热面积，采用多管间壁换热的方式；为兼顾固体的流化、移动与传热强化的要求，采用合适的列管直径、列管间距、操作气速和颗粒粒径。供热方式采用燃气燃烧或高温烟气间接换热。

多管式移动床反应器包括横管式移动床与竖管式移动床两类，如图2和图3所示为横管式移动床，如图4和图5所示为竖管式移动床。在横管式移动床中管内走高温烟气，管外走颗粒流；在竖管式移动床中管内走颗粒流，管外走高温烟气。

如图2和图3所示，横管式移动床包括反应室4、高温烟气室5和横向换热列管6，反应室内的固体颗粒反应物氧化镁从反应室上部加入，下部排出，释放出的气体从反应室上部排出，颗粒处于流化状态整体向下移动；反应室与高温烟气室交错排列，两个烟气室之间通过密集的横向排列的横向换热列管连通，烟气通过横向换热列管内，与横向换热列管外管壁之间从上而下的颗粒流间壁换热。反应室4、高温烟气室5采用耐火砖墙。烟气室与横向换热列管6形成释氨器1和释氯器2的供热通道。

如图2所示，释氨器1中氧化镁进料口设置在反应室4顶部，羟基氯化镁/氧化镁出料口设置在反应室4底部，氯化铵进料口也设置在反应室4底部一侧；氨气出料口设置在反应室4顶部一侧。如图3所示，释氯器2中羟基氯化镁/氧化镁进料口设置在反应室顶部，氯化氢出料口设置在反应室顶部一侧，氧化镁出料口设置在反应室4底部，水蒸气进料口设置在反应室4底部一侧。

图2和图3中，烟气室内设有一个或多个隔板，设置多个隔板9时，自上而下均匀设置，多个相邻烟气室内隔板间隔设置。本实施例中，烟气室设置五个，反应室设置四个，分别设置在相邻两个烟气室之间，每个烟气室内设置一个隔板。其中第一、三、五个烟气室中的隔板设置在靠近顶部约三分之一高度处，第二、四个烟气室中，隔板设置在靠近底部约三分一高度处。

图2中，第一、三、五个烟气室顶部设有烟气出口，底部封闭；第二、四个烟气室底部设有烟气入口，顶部封闭；所有烟气室通过横向换热列管形成连通的供热通道。高温烟气从第二、四个烟气室底部的烟气入口进入到烟气室内，在隔板的作用下，迂回的自下而上运动，最终从烟气室顶部的烟气出口排出。图3中第一、三、五个烟气室顶部设有燃气入口，底部封闭；第二、四个烟气室底部设有燃气出口，顶部封闭；所有烟气室通过横向换热列管形成连通的供热通道。煤气和空气从第一、三、五个烟气室顶部的燃气入口进入，通过燃烧喷嘴7燃烧，产生高温燃烧气。

如图4和图5所示，竖管式移动床包括高温烟气室8、成排竖向布置在高温烟气室内的纵向换热列管10、高温烟气室顶部设有物料分配器11，设置在高温烟气室8内水平设置的挡板12，固体颗粒在纵向换热列管内，上部加入下部排出，气体从竖向换热列上部排出；固体颗粒在内部释放气体和外加气体的吹动下处于流化状态，同时整体从上到下移动，烟气在纵向换热列管外列管之间的缝隙流动。挡板12上设有成排设置的烟孔13。本实施例中，挡板设置两个，上下两个挡板上的烟孔交错设置，分别设置在对应排纵向换热列管10的两侧。高温烟气室8顶部，位于物料分配器11下方设有顶板14，下方设有底板15，顶板14、底板15上设有成排设置的烟孔，同样与下方或上方相邻的挡板的烟孔交错设置。

图4中，顶板上的烟孔为烟气出口，底板的烟孔为烟气入口。纵向换热列管10顶部为氯化铵和氧化镁进料口；纵向换热列管10底部为羟基氯化镁/氧化镁出料口。

图5中，顶板上的烟孔为燃气入口，燃气入口和第最顶端挡板的烟孔处均设有燃烧喷嘴，底板的烟孔为燃气出口。纵向换热列管10顶部为羟基氯化镁/氧化镁进料口；纵向换热列管10底部为氯化镁出料口。

采用合适的颗粒粒径、列管间隙和操作气速使两种反应器中的颗粒处于均匀流化与鼓泡流化状态，两种反应器的烟气还通过导向挡板或隔板形成弓型流路，与垂直向下的颗粒流进行错流/并流或者错流/逆流间壁接触。横管式移动床反应器管内是高温烟气流道，管外是热解反应室，颗粒通过横向列管之间的空隙自上而下移动。横向列管直径0.025～0.10米，管间距1.5～4倍管直径。竖管式移动床反应器管内是热解反应室，管外是高温烟气室，纵向列管直径0.1～0.3米，管间距0.5～2倍管直径。无论是横管还是竖管反应器，反应室中采用的固体颗粒粒径10～250微米，操作气速0.03～1.0米/秒。

对于释氨反应，采用的温度是300～450℃。氯化铵的热分解步骤(1)与氯化氢的吸附步骤(2)同时发生，因此高温烟气的流动方向应当与固体物料输送方向相反，做到逆流换热，有利于反应(1)和(2)的完全转化。

对于释氯反应(3)与(4)，采用的温度是500～800℃。羟基氯化镁的热分解反应(3)初期进行得很快而后期较慢，因此高温烟气的流动方向应当与固体物料输送方向相同，做到并流换热，以适应反应(3)的要求。同时，为了抑制副反应(4)的进行，还需要在反应室下部加入少量水蒸气。

为了做到烟气热量的充分利用，高温烟气首先送入释氯反应器的烟气室或就地燃烧产生供给释氯反应，释氯反应器排放的烟气再送入释氨反应器提供热量，释氨反应器排放的烟气最后送去预热空气或氯化铵粉料，做到能量的梯级利用。

实施例1

以每年处理1万吨氯化铵的装置为例，氯化铵化学链循环回收氨和氯化氢的释氨过程和释氯过程均在横管式移动床反应器中进行(图2和图3)。在图3所示的释氯器中，反应物料为释氨过程后得到的固相物料，即氧化镁(化学链循环载体)与羟基氯化镁的混合物，混合物料进料质量流量为2.3t/h，其中氧化镁与羟基氯化镁的摩尔比约为1:2，与此同时反应过程中筒内逆向通入一定量的常压水蒸气，其中水蒸气由200℃的汽化器提供。烟气室上部均匀布置燃烧喷嘴，体积流量约为0.28m³/s的空气与体积流量约为0.068m³/s的焦炉煤气在烟气室混合燃烧，通过横向列管为释氯过程提供约806kW能量，烟气流动方向与固体移动方向相同。每个反应室长1m，宽1.5m，高3m；每个烟气室长0.25m，宽1.5m，高3m。每个横向列管长1m，管径32mm，壁厚6mm；根数为850根，正三角形排列。固相物料在释氯器中的平均停留时间约为1.5h，出口温度约为600℃，其中羟基氯化镁的转化率达到95％。反应后反应室出口混合气体经后续除尘、冷却、精制后得到的高纯度氯化氢气体送至氯乙烯单元作为合成氯乙烯的原料，固相出料则循环回用至图2所示的释氨器中作为释氨反应的化学链载体。出口的高温烟气温度控制在650℃左右，引导至释氨器中为释氨反应提供约284kW能量。如图2所示，释氨器的尺寸与释氯器相同，而烟气流动方向与固体移动方向相反。固相物料在释氨器中的平均停留时间约为1.5h，出口温度约为350℃，其中氯化铵的转化率达到98％。反应后反应室出口混合气体经后续除尘、冷却、精制后得到的高纯度氨气送至纯碱工艺单元，固相出料则送至图3所示的释氯器作为释氯反应的原料。出口的中温烟气温度控制在400℃左右，再用于预热原料氯化铵或用于燃烧的空气。两个反应器的具体参数列于表1中。

表1横管式移动床反应器参数

实施例2

仍以年处理量1万吨氯化铵为例，氯化铵化学链循环回收氨和氯化氢的释氨过程和释氯过程均在竖管式移动床反应器中进行(图4和图5)。在图5所示释氯器中，反应物料为释氨过程后得到的固相物料，即氧化镁(化学链循环载体)与羟基氯化镁的混合物，混合物料进料质量流量为2.3t/h，其中氧化镁与羟基氯化镁的摩尔比约为1:2，与此同时反应过程中列管内逆向通入一定量的常压水蒸气，其中水蒸气由200℃的汽化器提供。常温下体积流量约为0.28m³/s的空气与体积流量约为0.068m³/s的焦炉煤气在纵向列管间隙混合燃烧，通过纵向列管为释氯过程提供约806kW能量。纵向反应列管高3m，管内径150mm，管壁厚20mm；列管根数为50根，正方形排列。固相物料在列管中的平均停留时间约为0.6h，最终固相物料出口温度约为600℃，其中羟基氯化镁的转化率达到90％。反应后列管出口混合气体经后续除尘、冷却、精制后得到的高纯度氯化氢气体送至氯乙烯单元作为合成氯乙烯的原料，固相出料则循环回用至图4所示的释氨器中作为释氨反应的化学链载体。出口的高温烟气温度控制在650℃左右，引导至释氨器中为释氨反应提供约284kW能量。如图4所示，释氨器的尺寸与释氯器相同，而烟气流动方向与固体移动方向相反。固相物料在反应器中的平均停留时间约为0.6h，出口温度约为350℃，其中氯化铵的转化率达到97％。反应后列管出口混合气体经后续除尘、冷却、精制后得到的高纯度氨气送至纯碱工艺单元，固相出料则送至图5所示的释氯器作为释氯反应的原料。出口的中温烟气温度控制在400℃左右，再用于预热原料氯化铵或用于燃烧的空气。两个反应器的具体参数列于表2中。

表2竖管式移动床反应器参数

还可能有其它的实施方法，如释氨过程采用横管式移动床而释氯过程采用竖管式，或相反释氨过程采用竖管式移动床而释氯过程采用横管式。但无论何种技术方案，都不能改变本发明的技术特征，任何基于氯化铵化学链循环技术的多管式移动床反应器技术都属于本发明的范围。