RU2301198C1 - Method for treatment of wet-process phosphoric acid - Google Patents
Method for treatment of wet-process phosphoric acid Download PDFInfo
- Publication number
- RU2301198C1 RU2301198C1 RU2006112632/15A RU2006112632A RU2301198C1 RU 2301198 C1 RU2301198 C1 RU 2301198C1 RU 2006112632/15 A RU2006112632/15 A RU 2006112632/15A RU 2006112632 A RU2006112632 A RU 2006112632A RU 2301198 C1 RU2301198 C1 RU 2301198C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- extraction
- stage
- phosphoric acid
- carried out
- acid
- Prior art date
Links
- NBIIXXVUZAFLBC-UHFFFAOYSA-N Phosphoric acid Chemical compound OP(O)(O)=O NBIIXXVUZAFLBC-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims abstract description 96
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 57
- 229910000147 aluminium phosphate Inorganic materials 0.000 title claims abstract description 47
- 238000000605 extraction Methods 0.000 claims abstract description 144
- QAOWNCQODCNURD-UHFFFAOYSA-N Sulfuric acid Chemical compound OS(O)(=O)=O QAOWNCQODCNURD-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 56
- 239000012074 organic phase Substances 0.000 claims abstract description 16
- 230000010349 pulsation Effects 0.000 claims abstract description 16
- 239000008346 aqueous phase Substances 0.000 claims abstract description 12
- STCOOQWBFONSKY-UHFFFAOYSA-N tributyl phosphate Chemical compound CCCCOP(=O)(OCCCC)OCCCC STCOOQWBFONSKY-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 9
- 238000000926 separation method Methods 0.000 claims abstract description 4
- 239000000284 extract Substances 0.000 claims description 24
- 238000000746 purification Methods 0.000 claims description 12
- 239000002253 acid Substances 0.000 abstract description 16
- 239000012535 impurity Substances 0.000 abstract description 12
- 239000000126 substance Substances 0.000 abstract description 7
- OAICVXFJPJFONN-UHFFFAOYSA-N Phosphorus Chemical compound [P] OAICVXFJPJFONN-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 2
- 230000000694 effects Effects 0.000 abstract description 2
- 238000005516 engineering process Methods 0.000 abstract description 2
- 229910052698 phosphorus Inorganic materials 0.000 abstract description 2
- 239000011574 phosphorus Substances 0.000 abstract description 2
- 230000002708 enhancing effect Effects 0.000 abstract 1
- 238000011084 recovery Methods 0.000 abstract 1
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 26
- 239000003337 fertilizer Substances 0.000 description 16
- 239000000203 mixture Substances 0.000 description 11
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 description 9
- 239000000047 product Substances 0.000 description 9
- 239000000243 solution Substances 0.000 description 8
- XEEYBQQBJWHFJM-UHFFFAOYSA-N Iron Chemical compound [Fe] XEEYBQQBJWHFJM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- HEMHJVSKTPXQMS-UHFFFAOYSA-M Sodium hydroxide Chemical compound [OH-].[Na+] HEMHJVSKTPXQMS-UHFFFAOYSA-M 0.000 description 6
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 6
- 150000003839 salts Chemical class 0.000 description 6
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 239000011575 calcium Substances 0.000 description 4
- 239000013065 commercial product Substances 0.000 description 4
- 239000007787 solid Substances 0.000 description 4
- 238000005406 washing Methods 0.000 description 4
- 229910019142 PO4 Inorganic materials 0.000 description 3
- 239000007788 liquid Substances 0.000 description 3
- 235000021317 phosphate Nutrition 0.000 description 3
- 150000003013 phosphoric acid derivatives Chemical class 0.000 description 3
- 239000002994 raw material Substances 0.000 description 3
- 239000002904 solvent Substances 0.000 description 3
- 229910052785 arsenic Inorganic materials 0.000 description 2
- RQNWIZPPADIBDY-UHFFFAOYSA-N arsenic atom Chemical compound [As] RQNWIZPPADIBDY-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- OSGAYBCDTDRGGQ-UHFFFAOYSA-L calcium sulfate Chemical compound [Ca+2].[O-]S([O-])(=O)=O OSGAYBCDTDRGGQ-UHFFFAOYSA-L 0.000 description 2
- 238000004140 cleaning Methods 0.000 description 2
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 2
- 230000001687 destabilization Effects 0.000 description 2
- 238000009826 distribution Methods 0.000 description 2
- 239000000839 emulsion Substances 0.000 description 2
- 229910052742 iron Inorganic materials 0.000 description 2
- 238000002156 mixing Methods 0.000 description 2
- 239000012071 phase Substances 0.000 description 2
- 238000004886 process control Methods 0.000 description 2
- 238000012545 processing Methods 0.000 description 2
- 239000013049 sediment Substances 0.000 description 2
- 239000011734 sodium Substances 0.000 description 2
- AJPJDKMHJJGVTQ-UHFFFAOYSA-M sodium dihydrogen phosphate Chemical compound [Na+].OP(O)([O-])=O AJPJDKMHJJGVTQ-UHFFFAOYSA-M 0.000 description 2
- OYPRJOBELJOOCE-UHFFFAOYSA-N Calcium Chemical compound [Ca] OYPRJOBELJOOCE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- BVKZGUZCCUSVTD-UHFFFAOYSA-L Carbonate Chemical compound [O-]C([O-])=O BVKZGUZCCUSVTD-UHFFFAOYSA-L 0.000 description 1
- RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N Dihydrogen sulfide Chemical compound S RWSOTUBLDIXVET-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- PXGOKWXKJXAPGV-UHFFFAOYSA-N Fluorine Chemical compound FF PXGOKWXKJXAPGV-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- DGAQECJNVWCQMB-PUAWFVPOSA-M Ilexoside XXIX Chemical compound C[C@@H]1CC[C@@]2(CC[C@@]3(C(=CC[C@H]4[C@]3(CC[C@@H]5[C@@]4(CC[C@@H](C5(C)C)OS(=O)(=O)[O-])C)C)[C@@H]2[C@]1(C)O)C)C(=O)O[C@H]6[C@@H]([C@H]([C@@H]([C@H](O6)CO)O)O)O.[Na+] DGAQECJNVWCQMB-PUAWFVPOSA-M 0.000 description 1
- ZLMJMSJWJFRBEC-UHFFFAOYSA-N Potassium Chemical compound [K] ZLMJMSJWJFRBEC-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- XUIMIQQOPSSXEZ-UHFFFAOYSA-N Silicon Chemical compound [Si] XUIMIQQOPSSXEZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 230000002411 adverse Effects 0.000 description 1
- 229910052782 aluminium Inorganic materials 0.000 description 1
- XAGFODPZIPBFFR-UHFFFAOYSA-N aluminium Chemical compound [Al] XAGFODPZIPBFFR-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000007864 aqueous solution Substances 0.000 description 1
- 239000006227 byproduct Substances 0.000 description 1
- 229910052791 calcium Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000003153 chemical reaction reagent Substances 0.000 description 1
- 238000005352 clarification Methods 0.000 description 1
- 230000001143 conditioned effect Effects 0.000 description 1
- 238000010276 construction Methods 0.000 description 1
- 238000013461 design Methods 0.000 description 1
- 230000000368 destabilizing effect Effects 0.000 description 1
- 230000006866 deterioration Effects 0.000 description 1
- 238000002845 discoloration Methods 0.000 description 1
- 238000005265 energy consumption Methods 0.000 description 1
- 229910052731 fluorine Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000011737 fluorine Substances 0.000 description 1
- 229910001385 heavy metal Inorganic materials 0.000 description 1
- 229910000037 hydrogen sulfide Inorganic materials 0.000 description 1
- 238000002347 injection Methods 0.000 description 1
- 239000007924 injection Substances 0.000 description 1
- 238000009434 installation Methods 0.000 description 1
- 238000012423 maintenance Methods 0.000 description 1
- 239000000463 material Substances 0.000 description 1
- 229910000403 monosodium phosphate Inorganic materials 0.000 description 1
- 235000019799 monosodium phosphate Nutrition 0.000 description 1
- 239000003960 organic solvent Substances 0.000 description 1
- NBIIXXVUZAFLBC-UHFFFAOYSA-K phosphate Chemical compound [O-]P([O-])([O-])=O NBIIXXVUZAFLBC-UHFFFAOYSA-K 0.000 description 1
- 239000010452 phosphate Substances 0.000 description 1
- 239000011591 potassium Substances 0.000 description 1
- 229910052700 potassium Inorganic materials 0.000 description 1
- 238000002360 preparation method Methods 0.000 description 1
- 229910052761 rare earth metal Inorganic materials 0.000 description 1
- 150000002910 rare earth metals Chemical class 0.000 description 1
- 238000004064 recycling Methods 0.000 description 1
- 238000005185 salting out Methods 0.000 description 1
- 238000007789 sealing Methods 0.000 description 1
- 229910052710 silicon Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000010703 silicon Substances 0.000 description 1
- 229910052708 sodium Inorganic materials 0.000 description 1
- CDBYLPFSWZWCQE-UHFFFAOYSA-L sodium carbonate Substances [Na+].[Na+].[O-]C([O-])=O CDBYLPFSWZWCQE-UHFFFAOYSA-L 0.000 description 1
- 229910000029 sodium carbonate Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000001488 sodium phosphate Substances 0.000 description 1
- 229910052979 sodium sulfide Inorganic materials 0.000 description 1
- GRVFOGOEDUUMBP-UHFFFAOYSA-N sodium sulfide (anhydrous) Chemical compound [Na+].[Na+].[S-2] GRVFOGOEDUUMBP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000007790 solid phase Substances 0.000 description 1
- 238000012546 transfer Methods 0.000 description 1
Landscapes
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Extraction Or Liquid Replacement (AREA)
Abstract
Description
Изобретение относится к способам очистки экстракционной фосфорной кислоты с целью получения продукта, содержащего минимальное количество примесей. Такая кислота может быть использована в производстве технических, пищевых и кормовых фосфатов, жидких комплексных удобрений.The invention relates to methods for purification of extraction phosphoric acid in order to obtain a product containing a minimum amount of impurities. Such an acid can be used in the production of technical, food and feed phosphates, liquid complex fertilizers.
Наиболее распространенными способами очистки экстракционной фосфорной кислоты (ЭФК) являются способы очистки методом жидкостной экстракции с использованием органических растворителей, например трибутилфосфатом (ТБФ), причем в некоторых способах экстракцию проводят в присутствии серной кислоты.The most common methods for purifying extraction phosphoric acid (EPA) are liquid purification methods using organic solvents, for example tributyl phosphate (TBP), in some methods the extraction is carried out in the presence of sulfuric acid.
Так например, способ, описанный в Inform. Chemie, 1976, №152, p.135 и Phosphorus and Potassium, 1985, №139, p.38, включает стадии предварительной подготовки экстракционной фосфорной кислоты, экстракцию ее трибутилфосфатом в присутствии серной кислоты, промывку органической фазы и последующую реэкстракцию. На стадии предварительной подготовки исходная ЭФК (40-50% P2O5) подвергается осветлению и, если нужно, обесцвечиванию, после чего поступает на экстракцию, куда добавляется серная кислота и ТБФ. Растворитель кроме Н3РО4 экстрагирует небольшое количество примесей (серная кислота, кремнефтористая кислота, железо, мышьяк), поэтому проводят его промывку. В зависимости от варианта осуществления процесса, промывка проводится или с применением воды, или разбавленной очищенной кислоты. На промывку вместе с водой или кислотой может вводиться гидрооксид натрия. Растворитель после промывки поступает на стадию реэкстракции, где фосфорная кислота извлекается с помощью воды или путем добавления гидрооксида или карбоната натрия. В последнем случае получается соль мононатрийфосфата, а в случае водной реэкстракции получается кислота, которую обрабатывают сульфидом натрия или сероводородом для удаления мышьяка, затем концентрируют и обесфторивают, получая кислоту пищевого сорта с содержанием P2О5 - 62% (85,5% Н3РО4). Отделенный от кислоты или соли растворитель возвращают на стадию экстракции. По этому способу возможно получение пищевой фосфорной кислоты или технического мононатрийфосфата или одновременно того и другого продукта. Способ предусматривает возможность экстрагирования 95% или 77% Р2О5, в последнем случае получают рафинат с более высоким содержанием Р2О5.For example, the method described in Inform. Chemie, 1976, No. 152, p. 135, and Phosphorus and Potassium, 1985, No. 139, p. 38, include the steps of pretreating the extraction phosphoric acid, extracting it with tributyl phosphate in the presence of sulfuric acid, washing the organic phase and then reextracting. At the stage of preliminary preparation, the initial EPC (40-50% P 2 O 5 ) undergoes clarification and, if necessary, discoloration, after which it goes to extraction, where sulfuric acid and TBP are added. The solvent, in addition to H 3 PO 4, extracts a small amount of impurities (sulfuric acid, silicofluoric acid, iron, arsenic), therefore, it is washed. Depending on the embodiment of the process, the washing is carried out either using water or a dilute purified acid. Sodium hydroxide may be added to the flush with water or acid. After washing, the solvent enters the stripping stage, where phosphoric acid is extracted with water or by adding sodium hydroxide or carbonate. In the latter case, the monosodium phosphate salt is obtained, and in the case of aqueous reextraction, an acid is obtained, which is treated with sodium sulfide or hydrogen sulfide to remove arsenic, then concentrated and defluorinated to obtain food grade acid with a content of P 2 O 5 - 62% (85.5% H 3 PO 4 ). The solvent separated from the acid or salt is returned to the extraction step. According to this method, it is possible to obtain food phosphoric acid or technical monosodium phosphate, or both. The method provides for the possibility of extraction of 95% or 77% P 2 O 5 , in the latter case, a raffinate with a higher content of P 2 O 5 is obtained.
Недостатком способа является его периодичность, получение в процессе относительно разбавленной кислоты и использование дополнительных реактивов (Na2S, H2S) для извлечения примесей.The disadvantage of this method is its periodicity, obtaining a relatively dilute acid in the process and the use of additional reagents (Na 2 S, H 2 S) for the extraction of impurities.
Известен также способ очистки ЭФК, лишенный вышеописанных недостатков. По этому способу сырьевую ЭФК, содержащую нерастворимые примеси, отстаивают, а затем подают на экстракцию ТБФ-ом. Экстракцию проводят в противоточном непрерывном режиме. В зону получения смеси, содержащей 1-40% свободной Н3РО4, вводят серную кислоту. На стадии экстракции происходит отделение части примесей с водной фазой (рафинат) от раствора фосфорной кислоты в ТБФ (экстракт). Экстракт поступает на промывку, где в противоточном режиме сначала промывается водой или неупаренной очищенной фосфорной кислотой. Часть промывного раствора вводится в рафинат. При этом необходимо поддержать постоянный поток экстрагента. Затем экстракт противотоком промывается концентрированной Н3РО4. Выделившиеся на этом этапе примеси отделяются с водной фазой, присоединяются к потоку ЭФК и, в конечном счете, направляются в рафинат. Очищенный от примесей экстракт поступает на реэкстракцию водой. На первой стадии реэкстракции отделяют 10-40% продукционной фосфорной кислоты с концентрацией 75-83% Н3РО4. Эта фракция может использоваться либо как самостоятельный технический продукт, либо поступать на второй цикл переработки (аналогично первому) для получения продукта марки ОСЧ. На второй стадии отделяют кислоту с концентрацией 60-75% Н3РО4 и используют в качестве основного товарного продукта. Оставшуюся кислоту выделяют на третьей стадии и концентрируют до 85-94% Н3РО4, после чего возвращают на вторую стадию промывки. Процесс очистки ЭФК проводится в каскаде смесителей-отстойников, в частности в каскаде центробежных экстракторов. (Патент РФ №2109681, С01В 25/234, 1998 г.)There is also a method of purification of EPA, devoid of the above disadvantages. According to this method, feedstock EPA containing insoluble impurities is defended, and then fed to TBP-ohm for extraction. The extraction is carried out in countercurrent continuous mode. In the zone of obtaining a mixture containing 1-40% free H 3 PO 4 , sulfuric acid is introduced. At the extraction stage, part of the impurities with the aqueous phase (raffinate) is separated from the solution of phosphoric acid in TBP (extract). The extract is washed, where in countercurrent mode, it is first washed with water or unpaired purified phosphoric acid. A portion of the wash solution is introduced into the raffinate. It is necessary to maintain a constant flow of extractant. Then the extract is washed countercurrently with concentrated H 3 PO 4 . Impurities released at this stage are separated with the aqueous phase, attached to the flow of EPA and, ultimately, are sent to the raffinate. Purified from impurities, the extract is fed to water for extraction. In the first stage of stripping, 10-40% of production phosphoric acid with a concentration of 75-83% H 3 PO 4 is separated. This fraction can be used either as an independent technical product, or enter the second processing cycle (similar to the first) to obtain a product of the brand OCh. In the second stage, acid is separated with a concentration of 60-75% H 3 PO 4 and used as the main commercial product. The remaining acid is isolated in the third stage and concentrated to 85-94% H 3 PO 4 , and then returned to the second stage of washing. The process of purification of EPA is carried out in a cascade of sump mixers, in particular in a cascade of centrifugal extractors. (RF patent No. 2109681, С01В 25/234, 1998)
Использование в процессе очистки ЭФК каскада смесителей-отстойников (центробежных экстракторов) при наличии ряда положительных характеристик, не может обеспечить необходимой мощности для много тоннажных производств. Кроме того, использование ЭФК, содержащей значительное количество твердых примесей, вызывает забивку центробежных аппаратов, что влечет за собой прерывание технологического процесса на очистку. Центробежные экстракторы имеют внутри движущиеся части, которые требуют определенного технического обслуживания и должны изготавливаться из соответствующих материалов, устойчивых в агрессивных средах. Электрический привод подсоединяется через сальниковые уплотнения, что не может обеспечить полной герметизации аппарата. К другим недостаткам следует отнести высокий уровень сложности и стоимости аппаратурного оформления и системы управления этого процесса.The use of a cascade of mixer settlers (centrifugal extractors) in the process of EPC cleaning, in the presence of a number of positive characteristics, cannot provide the necessary capacity for many tonnage productions. In addition, the use of EPA containing a significant amount of solid impurities causes clogging of centrifugal devices, which entails the interruption of the process for cleaning. Centrifugal extractors have moving parts inside that require specific maintenance and must be made from appropriate materials that are resistant to aggressive environments. The electric drive is connected via stuffing box seals, which cannot ensure complete sealing of the device. Other disadvantages include a high level of complexity and cost of hardware design and the control system of this process.
В связи с вышеизложенным, наиболее целесообразным в процессах очистки ЭФК (для условий многотоннажного производства) представляется использование пульсационных аппаратов непрерывного действия, которые выгодно отличаются от каскада смесителей-отстойников (центробежных экстракторов) отсутствием движущихся частей внутри реакционной зоны, полной герметичностью, высоким съемом продукта с единицы рабочего объема и снижением энергозатрат.In connection with the foregoing, the most appropriate in the processes of purification of EPA (for conditions of large-tonnage production) is the use of pulsating devices of continuous operation, which compares favorably with the cascade of settling mixers (centrifugal extractors) by the absence of moving parts inside the reaction zone, complete tightness, and high removal of the product with units of working volume and reduction of energy consumption.
Наиболее близким к описываемому по технической сущности и достигаемому результату является способ очистки ЭФК ТБФ-ом в пульсационных колоннах. Способ включает ступенчатую экстракцию фосфорной кислоты ТБФ-ом, реэкстракцию фосфорной кислоты из органической фазы, которые осуществляют путем смешения водной и органической фаз с образованием эмульсии под воздействием воздуха в режиме пульсации, а также разделение водной и органической фаз после стадий экстракции и водной реэкстракции и возврат регенерированного экстрагента на стадию экстракции. По этому способу ЭФК с массовой концентрацией 20-50% Р2О5 направляют на экстракцию в верхнюю часть пульсационной колонны, снабженной насадкой. Снизу противотоком кислоте подают 100%-ный ТБФ. В рабочей части колонны создают режим пульсации воздухом с интенсивностью 400-1600 мм/мин и поддерживают температуру 30-50°С. Из нижней отстойной зоны выводят рафинат, который может быть использован в производстве удобрений. Из верхней отстойной зоны выводят экстракт и подают его на стадию реэкстракции, которая осуществляется также в пульсационной колонне с насадкой. Сверху поступает вода, снизу - экстракт. В этой колонне за счет установления пульсационного режима с интенсивностью пульсации 400-1600 мм/мин и поддержания температуры 40-80°С создают условия для интенсивного массообмена. После отстаивания в нижней отстойной зоне очищенную фосфорную кислоту выводят из аппарата. Из верхней отстойной зоны выводят регенерированный экстрагент, который затем возвращают на стадию экстракции. Процесс позволяет достичь удельной производительности 20-60 м3/м2 ·ч. Потери экстрагента с рафинатом составляют 20-40 мг/л, с очищенной кислотой 20-60 мг/л.Closest to the described by the technical nature and the achieved result is a method of purification of EPA TBP-ohm in pulsation columns. The method includes stepwise extraction of phosphoric acid with TBP-ohm, stripping phosphoric acid from the organic phase, which is carried out by mixing the aqueous and organic phases with the formation of an emulsion under the influence of air in a pulsation mode, as well as the separation of the aqueous and organic phases after the stages of extraction and aqueous re-extraction and return regenerated extractant to the extraction stage. According to this method, EPA with a mass concentration of 20-50% P 2 O 5 is sent for extraction to the upper part of the pulsation column equipped with a nozzle. Bottom countercurrent acid serves 100% TBP. In the working part of the column create a pulsation mode with air with an intensity of 400-1600 mm / min and maintain a temperature of 30-50 ° C. From the lower settling zone, raffinate is removed, which can be used in the production of fertilizers. The extract is removed from the upper settling zone and fed to the stage of re-extraction, which is also carried out in a pulsation column with a nozzle. Water comes from above, extract from below. In this column, due to the establishment of a pulsating regime with a pulsation intensity of 400-1600 mm / min and maintaining a temperature of 40-80 ° C, conditions are created for intensive mass transfer. After settling in the lower settling zone, the purified phosphoric acid is removed from the apparatus. A regenerated extractant is removed from the upper settling zone, which is then returned to the extraction stage. The process allows to achieve a specific productivity of 20-60 m 3 / m 2 · h. The loss of extractant with raffinate is 20-40 mg / l, with purified acid 20-60 mg / l.
Реализация производства очищенной фосфорной кислоты по этому способу предусматривает полное использование образующегося рафината в производстве удобрений (аммофосфатов). Поэтому состав рафината и его физико-химические свойства не должны отрицательно влиять на технологию получения удобрений и должны обеспечивать получение стабильного по качественным показателям продукта (Патент РФ №2075436, С01В 25/46, 1997 г.).The implementation of the production of purified phosphoric acid by this method involves the full use of the resulting raffinate in the production of fertilizers (ammophosphates). Therefore, the composition of the raffinate and its physico-chemical properties should not adversely affect the technology of fertilizer production and should provide a product that is stable in terms of quality (RF Patent No. 2075436, СВВ 25/46, 1997).
Недостатком этого способа является сравнительно низкий выход очищенной фосфорной кислоты (50% из примеров) и образование в качестве побочного продукта значительного количества рафината, что увеличивает удельный расход ЭФК и требует осуществления ряда технических мероприятий для обеспечения его переработки в производстве удобрений. В процессе эксплуатации производства, осуществленного по описанному способу, была выявлена возможность увеличения выхода очищенной фосфорной кислоты (ОФК) до 75-85%, что в свою очередь позволяет несколько снизить удельный расход сырья. Однако при этом состав рафината и его физико-химические и реологические свойства резко меняются, что приводит к дестабилизации процесса экстракции, а полное использование рафината в производстве удобрений становится проблематичным (получаемый продукт не стабилен по качественным показателям). Дальнейшее увеличение выхода ОФК до 90-95% теоретически возможно, но практическая реализация потребует существенного увеличения высоты рабочей зоны колонного аппарата на стадии экстракции, которое повлечет за собой ухудшение гидродинамики процесса, а следовательно, усложнение управления процессом. Кроме того, существенно увеличится объем строительно-монтажных работ. Образующийся при этом рафинат в еще большей степени будет способствовать дестабилизации процесса экстракции, а его использование в производстве аммофосфатов будет проблематичным.The disadvantage of this method is the relatively low yield of purified phosphoric acid (50% of the examples) and the formation of a significant amount of raffinate as a by-product, which increases the specific consumption of EPA and requires a number of technical measures to ensure its processing in the production of fertilizers. During the operation of the production carried out according to the described method, it was revealed that it is possible to increase the yield of purified phosphoric acid (OFA) to 75-85%, which in turn allows us to slightly reduce the specific consumption of raw materials. However, the composition of the raffinate and its physico-chemical and rheological properties change dramatically, which leads to a destabilization of the extraction process, and the full use of raffinate in the production of fertilizers becomes problematic (the resulting product is not stable in terms of quality). A further increase in the output of the OFC to 90-95% is theoretically possible, but practical implementation will require a significant increase in the height of the working zone of the column apparatus at the extraction stage, which will entail a deterioration in the hydrodynamics of the process and, therefore, complication of the process control. In addition, the volume of construction and installation works will increase significantly. The resulting raffinate will further destabilize the extraction process, and its use in the production of ammophosphates will be problematic.
Нами поставлена задача увеличения выхода ОФК до 90-98% при одновременном снижении удельного расхода ЭФК и энергоресурсов без ухудшения гидродинамики процесса.We set the task of increasing the output of OFC up to 90-98% while reducing the specific consumption of EPA and energy without compromising the hydrodynamics of the process.
Поставленная задача решается в предлагаемом способе, который включает ступенчатую экстракцию фосфорной кислоты ТБФ-ом, реэкстракцию фосфорной кислоты из органической фазы, которые осуществляют путем смешения водной и органической фаз с образованием эмульсии под воздействием воздуха в режиме пульсации, а также разделение водной и органической фаз после стадий экстракции и водной реэкстракции и возврат регенерированного экстрагента на стадию экстракции, отличающийся тем, что ступенчатую экстракцию ведут в две стадии. На первую стадию подают исходную ЭФК и экстрагент, содержащий 5-12% фосфорной кислоты и полученный на второй стадии экстракции. Процесс на первой стадии экстракции ведут до извлечения 0,5-0,75 мас.ч. Н3РО4 из исходной кислоты в экстракт, последний направляют на реэкстракцию, а полученный здесь же рафинат подают на вторую стадию экстракции, которую ведут в присутствии серной кислоты в массовом соотношении Н3РО4:Н2SO4, равном (1,5-10,5):1. Серную кислоту подают либо в рафинат, выводимый из первой стадии экстракции, либо непосредственно на вторую стадию экстракции, либо в регенерированный экстрагент. Возврат регенерированного экстрагента со стадии реэкстракции осуществляют на вторую стадию экстракции.The problem is solved in the proposed method, which includes the stepwise extraction of phosphoric acid TBP-ohm, re-extraction of phosphoric acid from the organic phase, which is carried out by mixing the aqueous and organic phases with the formation of an emulsion under the influence of air in the pulsation mode, as well as the separation of the aqueous and organic phases after stages of extraction and aqueous re-extraction and returning the regenerated extractant to the extraction stage, characterized in that the stepwise extraction is carried out in two stages. Initial EPA and an extractant containing 5-12% phosphoric acid and obtained in the second extraction stage are fed to the first stage. The process at the first stage of extraction is carried out until the extraction of 0.5-0.75 wt.h. H 3 PO 4 from the initial acid to the extract, the latter is sent for re-extraction, and the raffinate obtained here is fed to the second stage of extraction, which is carried out in the presence of sulfuric acid in a mass ratio of H 3 PO 4 : H 2 SO 4 equal to (1.5 -10.5): 1. Sulfuric acid is fed either to the raffinate removed from the first extraction stage, or directly to the second extraction stage, or to a regenerated extractant. The regenerated extractant is returned from the stripping stage to the second extraction step.
Сущность предложенного способа заключается в следующем.The essence of the proposed method is as follows.
ЭФК получается в результате разложения природных фосфатов серной кислотой и отделения образовавшейся твердой фазы (в основном сульфата кальция) от раствора фосфорной кислоты. Кроме Н3РО4 в раствор из фосфатного сырья переходит целый ряд примесей (железа, алюминия, кремния, кальция, фтора, натрия, редкоземельных и тяжелых металлов и др.), образуя пересыщенную многокомпонентную систему.EPA is obtained by decomposing natural phosphates with sulfuric acid and separating the resulting solid phase (mainly calcium sulfate) from a solution of phosphoric acid. In addition to H 3 PO 4, a number of impurities (iron, aluminum, silicon, calcium, fluorine, sodium, rare earth and heavy metals, etc.) pass into the solution from phosphate raw materials, forming a supersaturated multicomponent system.
В процессе очистки ЭФК, осуществляемой методом многоступенчатой противоточной жидкостной экстракции органическим экстрагентом, в частности трибутилфосфатом, на стадии экстракции по мере извлечения Н3РО4 в фазу экстрагента кислотность раствора ЭФК снижается, в результате чего нарушается химическое равновесие в многокомпонентной системе, что приводит к изменению солевого состава водной фазы и образованию осадков, содержащих указанные выше примеси.In the process of purification of EPA, carried out by the method of multistage countercurrent liquid extraction with an organic extractant, in particular tributyl phosphate, at the stage of extraction, as H 3 PO 4 is extracted into the extractant phase, the acidity of the EPA solution decreases, as a result of which the chemical equilibrium in the multicomponent system is disturbed, which leads to a change salt composition of the aqueous phase and the formation of sediments containing the above impurities.
Как показал опыт эксплуатации производства по способу, изложенному в прототипе, для полного использования рафината в производстве удобрений без ухудшения качества последних наиболее предпочтительно иметь выход ОФК не более 75%. В этом случае примесный состав образующегося рафината, а также его физико-химические свойства (плотность, вязкость и др.), обеспечивают стабильность процесса экстракции и всего процесса очистки ЭФК, а также гарантируют получение кондиционных удобрений. Увеличение степени экстракции выше 75% с одной стороны способствует снижению удельного расхода ЭФК, но с другой стороны дестабилизирует технологический процесс экстракции, вызывая забивку основного оборудования (колонн), и создает определенные трудности при использовании рафината в производстве удобрений (образуются "не технологические" растворы, снижается качество продукта).As experience in the operation of production according to the method described in the prototype has shown, for the full use of raffinate in the production of fertilizers without compromising the quality of the latter, it is most preferable to have an OFC output of not more than 75%. In this case, the impurity composition of the resulting raffinate, as well as its physicochemical properties (density, viscosity, etc.), ensure the stability of the extraction process and the entire process of purification of EPA, as well as guarantee the production of conditioned fertilizers. An increase in the degree of extraction above 75% on the one hand helps to reduce the specific consumption of EPA, but on the other hand it destabilizes the extraction process, causing clogging of the main equipment (columns), and creates certain difficulties when using raffinate in the production of fertilizers ("non-technological" solutions are formed, product quality is reduced).
Повысить выход продукта без указанных выше отрицательных моментов, можно путем ведения процесса экстракции в две стадии. Проведение процесса экстракции в две стадии в сравнении с одной в случае увеличения выхода продукта более 90% предпочтительнее, т.к. многоступенчатый в целом процесс разбивается на две последовательные стадии с образованием и выводом первичных и вторичных экстрактов и рафинатов. Каждая из стадий имеет сравнительно малое количество ступеней (1-5), что не предполагает существенного увеличения высоты рабочей зоны пульсационной колонны, а следовательно, не ухудшает гидродинамику, не усложняет управление процессом на каждой стадии в отдельности и в целом всего процесса экстракции.To increase the yield of the product without the above negative aspects, it is possible by conducting the extraction process in two stages. The extraction process in two stages in comparison with one in the case of an increase in product yield of more than 90% is preferable, because the multistage process as a whole is divided into two successive stages with the formation and withdrawal of primary and secondary extracts and raffinates. Each of the stages has a relatively small number of stages (1-5), which does not imply a significant increase in the height of the working zone of the pulsation column, and therefore, does not impair hydrodynamics, and does not complicate the process control at each stage separately and as a whole of the extraction process.
Основной задачей первой стадии экстракции является обеспечение извлечения из исходной ЭФК определенного количества Н3РО4, а именно 0,5-0,75 мас.ч., т.к. извлечение менее, чем 0,5 мас.ч. Н3РО4 экономически нецелесообразно, а предел 0,75 мас.ч. обусловлен необходимостью достижения определенного химического состава рафината и стабильной работы. Указанный интервал извлечения Н3РО4 на первой стадии экстракции обеспечивается параметрами процесса экстракции (объемное соотношение органической и водной фаз, число ступеней экстракции), которые подбираются в каждом конкретном случае в зависимости от содержания фосфорной кислоты в экстракте, полученном на второй стадии экстракции, но в любом случае извлечение Н3РО4 из исходной ЭФК не должно выходить за заявленные пределы. Содержание фосфорной кислоты в экстракте, полученном на второй стадии экстракции, целесообразно поддерживать на уровне 5-12%. Верхняя граница содержания Н3РО4 обусловлена определенными требованиями к количеству фосфорной кислоты, извлекаемой из исходной ЭФК; превышение верхней границы приводит к увеличению потерь фосфорной кислоты с рафинатом и, как следствие, к снижению общего выхода ОФК. Нижняя граница определяется минимально возможным содержанием фосфорной и серной кислот в рафинате, подаваемом на вторую стадию экстракции; снижение содержания Н3РО4 делает не состоятельным проведение процесса экстракции в 2 стадии.The main objective of the first stage of extraction is to ensure the extraction of a certain amount of H 3 PO 4 from the initial EPA, namely 0.5-0.75 parts by weight, because recovering less than 0.5 parts by weight H 3 PO 4 is not economically feasible, and the limit of 0.75 parts by weight due to the need to achieve a certain chemical composition of the raffinate and stable operation. The specified interval for the extraction of H 3 PO 4 in the first stage of extraction is provided by the parameters of the extraction process (volume ratio of organic and aqueous phases, the number of stages of extraction), which are selected in each case depending on the content of phosphoric acid in the extract obtained in the second stage of extraction, but in any case, the extraction of H 3 PO 4 from the original EPC should not go beyond the stated limits. The content of phosphoric acid in the extract obtained in the second stage of extraction, it is advisable to maintain at the level of 5-12%. The upper limit of the content of H 3 PO 4 is due to certain requirements for the amount of phosphoric acid extracted from the original EPA; exceeding the upper limit leads to an increase in the loss of phosphoric acid with raffinate and, as a result, to a decrease in the total yield of RPA. The lower boundary is determined by the minimum possible content of phosphoric and sulfuric acids in the raffinate fed to the second stage of extraction; the reduction in the content of H 3 PO 4 makes the extraction process in 2 stages unsuccessful.
На первой стадии экстракции получается экстракт, передаваемый на стадию реэкстракции, и рафинат, химический состав которого обеспечивает стабильность работы колонны экстракции. Полученный на первой стадии экстракции рафинат направляется на вторую стадию экстракции, которую проводят в присутствии серной кислоты. Ведение процесса экстракции Н3РО4 из рафината экстрагентом, выводимым со стадии реэкстракции (так осуществляется возврат регенерированного экстрагента), на второй стадии без серной кислоты теоретически возможно, но практическая реализация такого процесса не целесообразна, в связи с довольно низким коэффициентом распределения фосфорной кислоты и образованием осадка в водной фазе, последнее приводит к дестабилизации как процесса экстракции, так и процесса очистки ЭФК в целом. Чтобы избежать негативных последствий проведения процесса экстракции Н3РО4 из рафината, на вторую стадию вводится серная кислота. Добавление серной кислоты способствует увеличению кислотности водного раствора, повышает растворимость компонентов в сложной солевой системе, оказывает высаливающее действие на Н3РО4 (увеличивается коэффициент распределения фосфорной кислоты между водным и органическим растворами в 1,5-2 раза). Серную кислоту вводят в таком количестве, чтобы на второй стадии экстракции соблюдалось массовое соотношение Н3РО4:H2SO4, равное (1,5-10,5):1. Нижний предел количества введенной серной кислоты определяется необходимостью поддержания в растворенном состоянии всех солей, присутствующих в рафинате. Верхний предел количества введенной серной кислоты связан с оптимальной концентрацией фосфорной и серной кислот в фазе экстракта для различных условий ведения этого процесса. Серную кислоту можно вводить как в рафинат, так и в экстрагент, выводимый с реэкстракции, или непосредственно подавать на любую ступень второй стадии экстракции.At the first stage of extraction, an extract is obtained that is transferred to the stage of re-extraction and raffinate, the chemical composition of which ensures the stability of the extraction column. The raffinate obtained in the first extraction stage is sent to the second extraction stage, which is carried out in the presence of sulfuric acid. The process of extraction of H 3 PO 4 from raffinate with an extractant withdrawn from the stripping stage (this is how the regenerated extractant is returned) is theoretically possible at the second stage without sulfuric acid, but the practical implementation of such a process is not advisable, due to the rather low distribution coefficient of phosphoric acid and the formation of sediment in the aqueous phase, the latter leads to destabilization of both the extraction process and the process of purification of EPA as a whole. In order to avoid the negative consequences of the process of extraction of H 3 PO 4 from the raffinate, sulfuric acid is introduced into the second stage. The addition of sulfuric acid increases the acidity of the aqueous solution, increases the solubility of the components in a complex salt system, has a salting out effect on H 3 PO 4 (the distribution coefficient of phosphoric acid between the aqueous and organic solutions increases by 1.5-2 times). Sulfuric acid is introduced in such an amount that in the second stage of extraction the mass ratio of H 3 PO 4 : H 2 SO 4 equal to (1.5-10.5): 1 is observed. The lower limit of the amount of sulfuric acid introduced is determined by the need to maintain in a dissolved state all salts present in the raffinate. The upper limit of the amount of sulfuric acid introduced is associated with the optimal concentration of phosphoric and sulfuric acids in the extract phase for various conditions of this process. Sulfuric acid can be introduced both in the raffinate and in the extractant removed from re-extraction, or directly fed to any stage of the second extraction stage.
Рафинат, получаемый после второй стадии экстракции, представляет собой раствор фосфорной и серной кислот, который можно утилизировать в производстве удобрений, что позволит снизить потери фосфорной кислоты.The raffinate obtained after the second extraction stage is a solution of phosphoric and sulfuric acids, which can be disposed of in the production of fertilizers, which will reduce the loss of phosphoric acid.
Таким образом, использование предложенного способа позволит достичь выхода ОФК в количестве 90-98% от содержания фосфорной кислоты в исходной ЭФК, снизить расход сырья на 20-50% без дестабилизации как процесса экстракции, так и всего процесса очистки ЭФК в целом.Thus, the use of the proposed method will allow you to achieve the output of OFC in the amount of 90-98% of the phosphoric acid content in the initial EPA, to reduce the consumption of raw materials by 20-50% without destabilizing both the extraction process and the whole process of purification of EPA as a whole.
Способ проиллюстрирован следующими примерами.The method is illustrated by the following examples.
Пример 1. В верхнюю часть рабочей зоны колонного аппарата первой стадии экстракции, подают 5459 кг/ч ЭФК состава, мас.%: Н3РО4 - 73; F - 0,6; SO3 - (2,5-3,0); Al - (0,3-0,4); Fe - (0,35-0,42); Ca - (0,14-0,2) и твердых веществ 0,3. Противотоком к ЭФК в колонну на эту стадию подают 16516 кг/ч экстрагента, выводимого со второй стадии экстракции и содержащего 12% Н3РО4. Процесс экстракции ведут в режиме пульсации и извлекают в органическую фазу из исходной ЭФК 0,5 мас.ч. Н3РО4, получают 3890 кг/ч рафината и 18084 кг/ч экстракта. Последний выводят и передают на стадию водной реэкстракции, где происходит выделение чистой фосфорной кислоты в количестве 90% от содержания Н3РО4 в исходной ЭФК и регенерированного экстрагента. Чистая фосфорная кислота используется непосредственно в производстве фосфатных солей. Регенерированный экстрагент в количестве 16075 кг/ч возвращается на вторую стадию экстракции.Example 1. In the upper part of the working area of the column apparatus of the first stage of extraction, 5459 kg / h of EPA composition are fed, wt.%: N 3 PO 4 - 73; F 0.6; SO 3 - (2.5-3.0); Al - (0.3-0.4); Fe - (0.35-0.42); Ca - (0.14-0.2) and solids 0.3. 16516 kg / h of extractant discharged from the second extraction stage and containing 12% H 3 PO 4 is fed countercurrently to EPA into the column at this stage. The extraction process is carried out in the pulsation mode and is extracted into the organic phase from the initial EPC 0.5 wt.h. H 3 PO 4 , 3890 kg / h of raffinate and 18084 kg / h of extract are obtained. The latter is removed and transferred to the stage of aqueous reextraction, where pure phosphoric acid is released in an amount of 90% of the content of H 3 PO 4 in the initial EPA and the regenerated extractant. Pure phosphoric acid is used directly in the production of phosphate salts. 16075 kg / h of regenerated extractant is returned to the second extraction stage.
Полученный на первой стадии экстракции рафинат выводят, смешивают с серной кислотой при массовом соотношении Н3РО4:H2SO4, равном 3,1:1, и направляют на вторую стадию экстракции, которую ведут в колонном аппарате в режиме пульсации в противотоке регенерированным экстрагентом, возвращаемым со стадии реэкстракции. Полученный на второй стадии экстракции рафинат направляют для утилизации в производство удобрений, а экстракт - на первую стадию экстракции.The raffinate obtained in the first stage of extraction is removed, mixed with sulfuric acid at a mass ratio of H 3 PO 4 : H 2 SO 4 equal to 3.1: 1, and sent to the second stage of extraction, which is carried out in a column apparatus in a pulsed mode in countercurrent regenerated extractant returned from the stage of re-extraction. The raffinate obtained in the second stage of extraction is sent for utilization to the production of fertilizers, and the extract is sent to the first stage of extraction.
Пример 2. Процесс экстракции фосфорной кислоты из ЭФК на первой стадии проводят аналогично Примеру 1.Example 2. The process of extraction of phosphoric acid from EPA in the first stage is carried out similarly to Example 1.
Полученный на первой стадии экстракции рафинат (3890 кг/ч) подают в верхнюю часть рабочей зоны колонны второй стадии экстракции. В эту же колонну, но в нижнюю ее часть подают регенерированный экстрагент (16075 кг/ч), который предварительно смешивают с серной кислотой при массовом соотношении Н3РО4:H2SO4, равном 3,1:1. Процесс экстракции ведут в режиме пульсации. Полученный на второй стадии экстракции рафинат направляют для утилизации в производство удобрений, а экстракт - на первую стадию экстракции. Выход ОФК составляет 90%.The raffinate obtained in the first extraction stage (3890 kg / h) is fed to the upper part of the working zone of the column of the second extraction stage. A regenerated extractant (16075 kg / h) is fed to the same column, but to its lower part, which is pre-mixed with sulfuric acid at a mass ratio of H 3 PO 4 : H 2 SO 4 equal to 3.1: 1. The extraction process is conducted in pulsation mode. The raffinate obtained in the second extraction stage is sent for recycling to fertilizer production, and the extract is sent to the first extraction stage. The output of OFC is 90%.
Пример 3. Процесс экстракции фосфорной кислоты из ЭФК на первой стадии проводят аналогично Примеру 1.Example 3. The process of extraction of phosphoric acid from EPA in the first stage is carried out similarly to Example 1.
Полученный на 1-й стадии экстракции рафинат (3890 кг/ч) подают в верхнюю часть рабочей зоны колонны второй стадии экстракции, в нижнюю ее часть подают регенерированный экстрагент (16075 кг/ч), а серную кислоту при массовом соотношении Н3РО4:H2SO4, равном 3,1:1 вводят непосредственно в колонну на вторую по ходу водной фазы ступень. Процесс экстракции ведут в режиме пульсации. Полученный на второй стадии экстракции рафинат направляют для утилизации в производство удобрений, а экстракт - на первую стадию экстракции. Выход ОФК составляет 90%.The raffinate obtained at the 1st stage of extraction (3890 kg / h) is fed to the upper part of the working zone of the column of the second extraction stage, the regenerated extractant (16075 kg / h) is fed to its lower part, and sulfuric acid at a mass ratio of H 3 PO 4 : H 2 SO 4 equal to 3.1: 1 is introduced directly into the column to the second stage in the course of the aqueous phase. The extraction process is conducted in pulsation mode. The raffinate obtained in the second stage of extraction is sent for utilization to the production of fertilizers, and the extract is sent to the first stage of extraction. The output of OFC is 90%.
Пример 4. На первую стадию экстракции, подают 5172 кг/ч ЭФК состава, мас.%: Н3РО4 - 73; F - 0,4; SO3 - (0,3-0,4); Al - (0,3-0,4); Fe - (0,35-0,42); Ca - (0,4-0,5) и твердых веществ 0,4. Противотоком к ЭФК в колонну на эту стадию подают 16752 кг/ч экстрагента, выводимого со второй стадии экстракции и содержащего 5% Н3PO4. Процесс экстракции ведут в режиме пульсации и извлекают в органическую фазу из исходной ЭФК 0,75 мас.ч. Н3РО4, получают 2634 кг/ч рафината и 19290 кг/ч экстракта. Последний выводят и передают на стадию водной реэкстракции, где происходит выделение чистой фосфорной кислоты в количестве 95% от содержания Н3PO4 в исходной ЭФК и регенерированного экстрагента. Чистая фосфорная кислота после концентрирования отгружается в качестве товарного продукта. Регенерированный экстрагент в количестве 16075 кг/ч возвращается на вторую стадию экстракции.Example 4. At the first stage of extraction, 5172 kg / h of EPA composition are fed, wt.%: H 3 PO 4 - 73; F - 0.4; SO 3 - (0.3-0.4); Al - (0.3-0.4); Fe - (0.35-0.42); Ca - (0.4-0.5) and solids 0.4. 16752 kg / h of extractant discharged from the second extraction stage and containing 5% H 3 PO 4 is fed countercurrently to EPA into the column at this stage. The extraction process is carried out in a pulsation mode and extracted into the organic phase from the initial EPC 0.75 wt.h. H 3 PO 4 , get 2634 kg / h of raffinate and 19290 kg / h of extract. The latter is removed and transferred to the stage of aqueous reextraction, where pure phosphoric acid is released in an amount of 95% of the content of H 3 PO 4 in the initial EPA and the regenerated extractant. Pure phosphoric acid after concentration is shipped as a commercial product. 16075 kg / h of regenerated extractant is returned to the second extraction stage.
Полученный на первой стадии экстракции рафинат выводят, смешивают с серной кислотой при массовом соотношении Н3РО4:Н3SO4, равном 7,4:1, и направляют на вторую стадию экстракции, которую ведут в колонном аппарате в режиме пульсации в противотоке регенерированным экстрагентом, возвращаемым со стадии реэкстракции. Полученный на второй стадии экстракции рафинат направляют для утилизации в производство удобрений, а экстракт - на первую стадию экстракции.The raffinate obtained in the first stage of extraction is removed, mixed with sulfuric acid at a mass ratio of H 3 PO 4 : H 3 SO 4 equal to 7.4: 1, and sent to the second stage of extraction, which is carried out in a column apparatus in a pulsed mode in countercurrent regenerated extractant returned from the stage of re-extraction. The raffinate obtained in the second stage of extraction is sent for utilization to the production of fertilizers, and the extract is sent to the first stage of extraction.
Пример 5. На первую стадию экстракции, подают 6643 кг/ч ЭФК состава, мас.%: Н3РО4 - 55; F - 1,7; SO3 - (2,5-3,0); Al - (0,3-0,4); Fe - (0,35-0,42); Ca - (0,14-0,20) и твердых веществ 0,2. Противотоком к ЭФК в колонну на эту стадию подают 24388 кг/ч экстрагента, выводимого со второй стадии экстракции и содержащего 7% Н3РО4. Процесс экстракции ведут в режиме пульсации и извлекают в органическую фазу из исходной ЭФК 0,75 мас.ч. Н3РО4, получают 4727 кг/ч рафината и 26305 кг/ч экстракта. Последний выводят и передают на стадию водной реэкстракции, где происходит выделение чистой фосфорной кислоты в количестве 98% от содержания Н3РО4 в исходной ЭФК и регенерированного экстрагента. Чистая фосфорная кислота после концентрирования используется непосредственно в производстве солей или отгружается в качестве товарного продукта. Регенерированный экстрагент в количестве 24113 кг/ч возвращается на вторую стадию экстракции.Example 5. The first stage of extraction, serves 6643 kg / h EPA composition, wt.%: N 3 PO 4 - 55; F - 1.7; SO 3 - (2.5-3.0); Al - (0.3-0.4); Fe - (0.35-0.42); Ca - (0.14-0.20) and solids 0.2. 24388 kg / h of extractant discharged from the second extraction stage and containing 7% H 3 PO 4 is fed countercurrently to EPA into the column at this stage. The extraction process is carried out in a pulsation mode and extracted into the organic phase from the initial EPC 0.75 wt.h. H 3 PO 4 receive 4727 kg / h of raffinate and 26305 kg / h of extract. The latter is removed and transferred to the stage of aqueous reextraction, where pure phosphoric acid is released in an amount of 98% of the content of H 3 PO 4 in the initial EPA and the regenerated extractant. Pure phosphoric acid after concentration is used directly in the production of salts or is shipped as a commercial product. The regenerated extractant in an amount of 24113 kg / h is returned to the second stage of extraction.
Полученный на первой стадии экстракции рафинат выводят, смешивают с серной кислотой при массовом соотношении Н3РО4:H2SO4, равном 1,5:1, и направляют на вторую стадию экстракции, которую ведут в колонном аппарате в режиме пульсации в противотоке регенерированным экстрагентом, возвращаемым со стадии реэкстракции. Полученный на второй стадии экстракции рафинат направляют в производство удобрений, а экстракт - на первую стадию экстракции.The raffinate obtained in the first stage of extraction is removed, mixed with sulfuric acid at a mass ratio of H 3 PO 4 : H 2 SO 4 equal to 1.5: 1, and sent to the second stage of extraction, which is carried out in a column apparatus in a pulsed mode in countercurrent regenerated extractant returned from the stage of re-extraction. The raffinate obtained in the second stage of extraction is sent to the production of fertilizers, and the extract to the first stage of extraction.
Пример 6. На очистку подают 5014 кг/ч ЭФК (состав см. в Примере 4) и первую стадию экстракции ведут аналогично изложенному в Примере 4, при этом экстрагент, выводимый со второй стадии экстракции, содержит 10% Н3РО4. Процесс экстракции ведут в режиме пульсации и извлекают в органическую фазу из исходной ЭФК 0,65 мас.ч. Н3РО4, получают 2385 кг/ч рафината и 19290 кг/ч экстракта. Последний выводят и передают на стадию водной реэкстракции, где происходит выделение чистой фосфорной кислоты в количестве 98% от содержания Н3РО4 в исходной ЭФК и регенерированного экстрагента. Чистая фосфорная кислота после концентрирования используется непосредственно в производстве солей или отгружается в качестве товарного продукта. Регенерированный экстрагент в количестве 16075 кг/ч возвращается на вторую стадию экстракции.Example 6. For purification, 5014 kg / h of EPA is fed (for the composition, see Example 4) and the first extraction stage is carried out similarly to that described in Example 4, while the extractant withdrawn from the second extraction stage contains 10% H 3 PO 4 . The extraction process is carried out in a pulsation mode and 0.65 wt.h. is extracted from the starting EPA into the organic phase. H 3 PO 4 , receive 2385 kg / h of raffinate and 19290 kg / h of extract. The latter is removed and transferred to the stage of aqueous reextraction, where pure phosphoric acid is released in an amount of 98% of the content of H 3 PO 4 in the initial EPA and the regenerated extractant. Pure phosphoric acid after concentration is used directly in the production of salts or is shipped as a commercial product. 16075 kg / h of regenerated extractant is returned to the second extraction stage.
Полученный на первой стадии экстракции рафинат выводят, смешивают с серной кислотой при массовом соотношении Н3РО4:H2SO4, равном 10,5:1, и направляют на вторую стадию экстракции, которую ведут в колонном аппарате в режиме пульсации в противотоке регенерированным экстрагентом, возвращаемым со стадии реэкстракции. Полученный на второй стадии экстракции рафинат направляют в производство удобрений, а экстракт - на первую стадию экстракции.The raffinate obtained in the first stage of extraction is removed, mixed with sulfuric acid at a mass ratio of H 3 PO 4 : H 2 SO 4 equal to 10.5: 1, and sent to the second stage of extraction, which is carried out in a column apparatus in a pulsed mode in countercurrent regenerated extractant returned from the stage of re-extraction. The raffinate obtained in the second stage of extraction is sent to the production of fertilizers, and the extract to the first stage of extraction.
Claims (3)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2006112632/15A RU2301198C1 (en) | 2006-04-18 | 2006-04-18 | Method for treatment of wet-process phosphoric acid |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2006112632/15A RU2301198C1 (en) | 2006-04-18 | 2006-04-18 | Method for treatment of wet-process phosphoric acid |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2301198C1 true RU2301198C1 (en) | 2007-06-20 |
Family
ID=38314299
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2006112632/15A RU2301198C1 (en) | 2006-04-18 | 2006-04-18 | Method for treatment of wet-process phosphoric acid |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2301198C1 (en) |
Citations (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| GB2040274A (en) * | 1979-01-24 | 1980-08-28 | Rhone Poulenc Ind | Purification of phosphoric acid |
| US4596703A (en) * | 1982-12-15 | 1986-06-24 | Hoechst Aktiengesellschaft | Process for purifying wet-processed phosphoric acid |
| RU2075436C1 (en) * | 1994-09-30 | 1997-03-20 | Акционерное общество открытого типа "Воскресенский научно-исследовательский институт по удобрениям и фосфорной кислоте (НИУиФ)" | Method of purifying extraction phosphoric acid |
| RU2149830C1 (en) * | 1999-10-12 | 2000-05-27 | Гриневич Анатолий Владимирович | Method of wet-process phosphoric acid purification |
| RU2233239C1 (en) * | 2003-07-16 | 2004-07-27 | Открытое Акционерное Общество "Научно-Исследовательский Институт По Удобрениям И Инсектофунгицидам Им. Проф. Я.В. Самойлова" | Method for treatment of wet-process phosphoric acid |
-
2006
- 2006-04-18 RU RU2006112632/15A patent/RU2301198C1/en active IP Right Revival
Patent Citations (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| GB2040274A (en) * | 1979-01-24 | 1980-08-28 | Rhone Poulenc Ind | Purification of phosphoric acid |
| US4596703A (en) * | 1982-12-15 | 1986-06-24 | Hoechst Aktiengesellschaft | Process for purifying wet-processed phosphoric acid |
| RU2075436C1 (en) * | 1994-09-30 | 1997-03-20 | Акционерное общество открытого типа "Воскресенский научно-исследовательский институт по удобрениям и фосфорной кислоте (НИУиФ)" | Method of purifying extraction phosphoric acid |
| RU2149830C1 (en) * | 1999-10-12 | 2000-05-27 | Гриневич Анатолий Владимирович | Method of wet-process phosphoric acid purification |
| RU2233239C1 (en) * | 2003-07-16 | 2004-07-27 | Открытое Акционерное Общество "Научно-Исследовательский Институт По Удобрениям И Инсектофунгицидам Им. Проф. Я.В. Самойлова" | Method for treatment of wet-process phosphoric acid |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN100558633C (en) | Method for preparing industrial-grade phosphoric acid, food-grade phosphoric acid and industrial monoammonium phosphate with wet-process phosphoric acid | |
| RU2632009C2 (en) | Ammonium phosphates production | |
| RU2300496C2 (en) | Method of production of phosphoric acid | |
| DK149605B (en) | METHOD AND APPARATUS FOR PREPARING ALCOHOLIC PHOSPHORIC ACID SOLUTIONS FROM ACID PHOSPHATES | |
| CN110817819B (en) | Wet-process phosphoric acid purification system and preparation process thereof | |
| US3338674A (en) | Process for preparation of substantially pure phosphoric acid | |
| RU2149830C1 (en) | Method of wet-process phosphoric acid purification | |
| RU2075436C1 (en) | Method of purifying extraction phosphoric acid | |
| RU2301198C1 (en) | Method for treatment of wet-process phosphoric acid | |
| RU2708204C1 (en) | Method of producing potassium sulphate from potassium chloride and sulfuric acid | |
| CN210559400U (en) | Wet-process phosphoric acid purification and extraction system | |
| CN109573975A (en) | A kind of extracting process of hydrochloric acid method phosphoric acid by wet process preparation high-quality phosphoric acid | |
| CN106586990B (en) | Method for producing potassium dihydrogen phosphate by wet process phosphoric acid | |
| CN116730304B (en) | Purification production line of high-purity phosphoric acid | |
| DE2257948A1 (en) | PROCESS FOR THE REFINEMENT OF FLUOROUS PRODUCTS AS A BY-PRODUCT IN THE MANUFACTURING PRODUCT INDUSTRY | |
| US3867511A (en) | Solvent extraction of h{hd 3{b po{hd 4 | |
| CN108609592A (en) | The method of Purification of Wet process Phosphoric Acid by Solvent Extraction coproduction potassium dihydrogen phosphate | |
| CN109292807B (en) | Method for preparing 5N-grade strontium nitrate | |
| US4275038A (en) | Process for treating loaded extractant from purification of phosphoric acid by extraction and recovering nutrients | |
| US4256716A (en) | Process for treating loaded extractant from purification of phosphoric acid by extraction | |
| SE429752B (en) | SET FOR PURIFICATION OF WATER-MADE PHOSPHORIC ACID | |
| CA1117731A (en) | Washing procedure in chlorine dioxide production | |
| RU2214361C1 (en) | Method of purification of extraction phosphoric acid | |
| US4678650A (en) | Process for making an alkali phosphate solution | |
| RU2208576C1 (en) | Organic extractant restoration process in pure phosphoric acid production |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MM4A | The patent is invalid due to non-payment of fees |
Effective date: 20160419 |
|
| PD4A | Correction of name of patent owner | ||
| HE4A | Notice of change of address of a patent owner | ||
| NF4A | Reinstatement of patent |
Effective date: 20170314 |