1.一种氯化铵分解制备氨与盐酸的酸碱联产工艺，该工艺包括以下步骤：a．首先将浓度100-200g/L的氯化铵溶液与主要是氧化镁、羟基氯化镁的水解产物，即镁化合物进行反应，蒸出氯化铵中的氨，反应温度95～110℃，获得质量浓度为20%-30%的氯化镁溶液，蒸氨转化率为85-95%；b．将步骤a制备的氯化镁溶液进行氨汽提，汽提温度95～110℃，提出游离的氨，溶液进行预浓缩，脱除15-35%的水；过程中获得的氨进入氨精馏塔进行浓缩，实现氨的循环，最终获得氨水，氨水浓度为15-25%；c．将步骤b得到的液体产物进行高温水解，水解炉顶温度350～450℃，炉底温度650～750℃，获得的固体产物参与a步骤的蒸氨过程，其中固体产物中MgO含量为75-90%；获得的气体产物经过旋风除尘后进入预浓缩系统与步骤b中氨汽提后的溶液进行直接接触，大幅度降低气体温度，温度降低至85-100℃；d．将步骤c处理后的气体经过HCl回收系统，进行吸收和净化操作，获得合格的盐酸溶液，溶液浓度为15-20%，尾气达标排放。
2.根据权利要求1所述的工艺，其中步骤a中的镁化合物最初来自六水氯化镁水解提供，这需要在装置初始运行时操作，其它时候视情况而定，运行一段时间后定期补加。
3.根据权利要求1所述的工艺，其中所述的蒸氨工艺操作温度为95～110℃，是一种常压操作。
4.根据权利要求1所述的工艺，其中所述的高温烟气中HCl回收系统包括预浓缩器降温、盐酸吸收、尾气净化等操作，盐酸溶液浓度18-20%。
5.根据权利要求1所述的工艺，其中所述的氨的循环依靠氨汽提技术及氨精馏技术实现。
6.一种用于实现权利要求1-7中任一项所述方法的系统，该系统包括：（1）水解煅烧炉；（2）一级旋风分离器；（3）二级旋风分离器；（4）高温风机；（5）预浓缩器；（6）盐酸吸收塔；（7）盐酸泵；（8）耐酸风机；（9）尾气净化塔；（10）净化泵；（11）盐酸收集槽；（12）螺旋输送器；（13）化浆槽；（14）化浆泵；（15）喷雾计量泵；（16）氯化铵溶解槽；（17）一级蒸氨釜；（18）二级蒸氨釜；（19）蒸氨釜出料泵；（20）氨汽提塔；（21）氨汽提塔出料泵；（22）氨精馏塔；（23）氨精馏塔出料泵；（24）氨精馏塔冷凝器；（25）氨水收集槽；（26）氯化镁溶解槽。并且，所述的水解煅烧炉（1）连接到一级旋风分离器（2）的入口，一级旋风分离器（2）的出口连接到二级旋风分离器（3）的入口，二级旋风分离器（3）的出口连接到高温风机（4）的入口，高温风机（4）的出口连接到预浓缩器（5）顶部入口，预浓缩器（5）出口连接到盐酸吸收塔（6）底部的入口，盐酸吸收塔（6）底部的出口连接到盐酸泵（7）的入口，盐酸泵（7）的出口连接到盐酸收集槽（11）入口。盐酸吸收塔（6）顶部的气体出口连接到耐酸风机（8）的入口，耐酸风机（8）的出口连接到尾气净化塔（9）底部气体入口，尾气净化塔（9）底部液体出口连接到尾气净化泵（10）的入口，尾气净化泵出口（10）连接到盐酸吸收塔（6）顶部液体入口。预浓缩器（5）底部出口连接到喷雾计量泵（15）入口，喷雾计量泵（15）出口连接到水解煅烧炉（1）顶部。水解煅烧炉（1）底部出口依靠螺旋输送器（12）进入化浆槽（13），同时一级旋风分离器（2）、二级旋风分离器（3）底部出口粉体进入化浆槽（13），氨精馏塔出料泵（23）出口的液体进入化浆槽（13）和氯化铵溶解槽（16），氯化铵固体加入到氯化铵溶解槽（16）中。氯化铵溶解槽（16）靠自流进入一级蒸氨釜（17）中，从一级蒸氨釜（17）溢流口进入二级蒸氨釜（18）中。化浆槽（13）中的浆料进入化浆泵（14）入口，化浆泵（15）出口的浆料进入一级、二级蒸氨釜（17）、（18）中。蒸氨釜依靠蒸汽加热，气体出口连接到氨精馏塔（22）气体入口，二级蒸氨釜（18）液体出口连接到蒸氨釜出料泵（19）入口，蒸氨釜出料泵（19）出口连接到氨汽提塔（20）顶部液体入口，氨汽提塔20底部液体出口连接到氨汽提塔出料泵（21）入口，氨汽提塔出料泵出口连接到预浓缩器（5）顶部入口，氨汽提塔（20）顶部气体出口连接到氨精馏塔（22）气体入口，氨精馏塔（22）顶部气体出口连接到氨冷凝器（24）入口，氨冷凝器（24）出口液体一部分回到氨精馏塔作为回流，一部分进入氨水收集槽（25）。氨精馏塔（22）底部液体出口连接到氨精馏塔出料泵（23）入口，氨精馏塔出料泵（23）出口连接到化浆槽（13）和氯化铵溶解槽（16）入口。专门设置了开工用氯化镁溶解槽（26），首次投料时加脱盐水将氯化镁进行溶解，连接到喷雾计量泵（15）入口。
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