CN104261436B - 一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法 - Google Patents

一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法 Download PDF

Info

Publication number
CN104261436B
CN104261436B CN201410532166.8A CN201410532166A CN104261436B CN 104261436 B CN104261436 B CN 104261436B CN 201410532166 A CN201410532166 A CN 201410532166A CN 104261436 B CN104261436 B CN 104261436B
Authority
CN
China
Prior art keywords
effect
feed
vacuum
opening
crystallizer
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201410532166.8A
Other languages
English (en)
Other versions
CN104261436A (zh
Inventor
于南树
连新平
郭宗端
邹士龙
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Kingenta Ecological Engineering Group Co Ltd
Original Assignee
Nobel Feng (china) Chemical Co Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Nobel Feng (china) Chemical Co Ltd filed Critical Nobel Feng (china) Chemical Co Ltd
Priority to CN201410532166.8A priority Critical patent/CN104261436B/zh
Publication of CN104261436A publication Critical patent/CN104261436A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN104261436B publication Critical patent/CN104261436B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01D—COMPOUNDS OF ALKALI METALS, i.e. LITHIUM, SODIUM, POTASSIUM, RUBIDIUM, CAESIUM, OR FRANCIUM
    • C01D9/00—Nitrates of sodium, potassium or alkali metals in general
    • C01D9/08—Preparation by double decomposition
    • C01D9/10—Preparation by double decomposition with ammonium nitrate

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Life Sciences & Earth Sciences (AREA)
  • Agronomy & Crop Science (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Materials Engineering (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)

Abstract

本发明公开了一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法。该系统包括一次溶解槽、硝酸钾真空结晶装置、一次稠厚器、一次离心机、洗涤槽、二次溶解槽、过滤机、一次真空连续结晶器、二次稠厚器、二次离心机、混料槽、浓缩预热器、逆流三效浓缩装置、二次真空连续结晶器、三次稠厚器、三次离心机。本发明所述的连续式硝酸钾生产系统及方法，扩大了生产能力，降低劳动生产强度，提高硝酸钾生产工艺的生产效率。

Description

一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法
技术领域
本发明涉及一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法，属于化工生产技术领域。
背景技术
国内复分解法生产硝酸钾主要采用硝酸钠-氯化钾法和硝酸铵-氯化钾法。前者原料价格较高，副产氯化钠经济价值较低。硝酸铵-氯化钾复分解工艺广泛应用，又以四步循环法为主：循环母液中加入水和氯化钾，温度降低时，硝酸钾结晶析出。向母液中加入硝酸铵，再经蒸发浓缩后，冷却结晶，析出氯化铵晶体。分离后的母液作为循环母液返回。
目前，国内现有复分解法生产硝酸钾联产氯化铵尚无实现全线连续式的操作工艺，如以下两种代表性的工艺流程：
中国专利文献CN1827526A(申请号200510094223.X)公开了一种复分解法制备硝酸钾的方法：原料氯化钾和硝酸铵及工艺水以一定的比例完成配制后,送入真空冷却结晶器中,硝酸钾结晶析出并长大；结晶液经稠厚器增稠再经离心机连续分离出产品硝酸钾。分离出的母液经与反应液换热后送入自然循环蒸发器蒸发浓缩,采用逆流加料,一效常压、二效负压双效浓缩；浓缩后的溶液经冷析结晶、稠厚器增稠再经离心机连续分离出氯化铵副产品,所得二次母液返回配制槽。重复这一循环过程,即不断依次得到固体硝酸钾和固体氯化铵。该硝酸钾结晶工艺批量操作，属间歇生产工艺；氯化铵蒸发浓缩工艺时采用逆流加料，一效常压、二效负压双效浓缩，提高了蒸汽利用率，但其二效温度在125-130℃，温度较高，对设备材质的抗腐蚀性要求较苛刻；二次蒸汽的潜热没有充分利用。且该方法浓缩后采用与外循环水换热冷析结晶的间歇式操作方式，效率较低。
中国专利文献CN101628723A公开了复分解反应生成硝酸钾和氯化铵的方法(申请号为200910044146.5)：在110℃的温度下，将硝酸铵和氯化钾，按铵离子和氯离子为1：2的比例溶于水，继续加入氯化钾和水，边搅拌边加热，达硝酸钾的过饱和状态，停止加热使溶液在真空冷却结晶器内冷却至36-40℃析出硝酸钾晶体，放入内衬滤布的离心机得粗硝酸钾，分离的母液Ⅰ为硝酸钾、氯化铵的另一共饱和点的，将粗硝酸钾用冷水洗涤后干燥得成品硝酸钾，向母液Ⅰ与洗涤液中，加入硝酸铵，调整溶液浓度达氯化铵的饱和状态，在真空浓缩装置内进行负压蒸发，离心滤出析出的氯化铵，得到固体氯化铵产品。该方法主要存在如下缺陷：①一次结晶温度控制高，产品收率低。②将一次结晶分离后母液与硝酸铵混合后，采用并流双效蒸发浓缩，但难以克服二效物料粘度高，换热系数降低而导致的蒸发装置生产能力的下降的问题。③该方法氯化铵浓缩后采用常规冷却方式降温结晶，属间歇式操作方式，效率低下。
中国专利文献CN101643226公开了复分解循环法生产硝酸钾和氯化铵的方法(申请号200910115875.5)：以氯化钾、硝酸铵、水溶液为原料，控制反应溶液中Cl-和\或NH4 +浓度分别为16％-22％、7-12％，反应溶液温度为80-100℃；半成品硝酸钾结晶；硝酸钾结晶冲洗；复结反应；过滤、清洗泥渣、硝酸钾成品结晶控制结晶体成品中Cl-(以氯化物计)≤0.01％，NH4 +(以铵盐计)≤0.05％；并将上述结晶体成品进行脱水处理至含水量≤3％，最后进行干燥至硝酸钾含水量≤0.1％即为硝酸钾成品；将上述各步滤液回收进行蒸发浓缩、加硝酸铵反应、分铵处理，结晶干燥制备氯化铵产品，处理的滤液循环至步骤(1)。该方法利用不同浓度的冲洗排放液冲洗半成品、成品和氯化铵，可制备工业级硝酸钾，但其半成品和成品硝酸钾以及氯化铵均是在结晶冷却器中降温结晶，显然属于间歇操作，效率较低。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明提供一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法，可以达到减少能耗，降低设备损耗，扩大生产能力，降低劳动生产强度，提高生产效率的目的。
术语说明：
氯化铵母液：本发明所述的氯化铵母液是指复分解法硝酸钾生产工艺中氯化铵结晶后产生的溶液，溶液中包含氯化钾、硝酸铵、硝酸钾、氯化铵组分。
本发明的技术方案如下：
一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统，包括一次溶解槽、硝酸钾真空结晶装置、一次稠厚器、一次离心机、洗涤槽、二次溶解槽、过滤机、一次真空连续结晶器、二次稠厚器、二次离心机、混料槽、浓缩预热器、逆流三效浓缩装置、二次真空连续结晶器、三次稠厚器、三次离心机；所述一次溶解槽的出料口与硝酸钾真空结晶装置的进料口相连通，硝酸钾真空结晶装置的出料口与一次稠厚器的进料口相连通，一次稠厚器的出料口与一次离心机的进料口相连通，一次离心机的固体出料口与洗涤槽的进料口相连通，洗涤槽的液体出料口与混料槽的进料口之一相连通，洗涤槽的固体出料口与二次溶解槽的进料口相连通，二次溶解槽的出料口与过滤机的进料口相连通，过滤机的出料口与一次真空连续结晶器的进料口相连通，一次真空连续结晶器的出料口与二次稠厚器的进料口相连通，二次稠厚器的出料口与二次离心机的进料口相连通，二次离心机的液体出料口与混料槽的进料口之一相连通；一次离心机的液体出料口与混料槽的进料口之一相连通，混料槽的出料口与浓缩预热器的进料口相连通，浓缩预热器的出料口与逆流三效浓缩装置的进料口相连通，逆流三效浓缩装置的出料口与二次真空连续结晶器的进料口相连通，二次真空连续结晶器的出料口与三次稠厚器的进料口相连通，三次稠厚器的出料口与三次离心机的进料口相连通，三次离心机的液体出料口与一次溶解槽的进料口相连通；
所述的硝酸钾真空结晶装置为2～10级串联结构的装置，每一级串联结构包括结晶器、冷凝器、真空器、出料泵和水槽，所述的结晶器的上端通过管道与冷凝器的上端连通，所述的冷凝器的下端通过管道与真空器连接，所述的冷凝器的下端还通过冷凝水管道与水槽连接，所述的结晶器的下端通过管道与出料泵连接，所述的溶解槽的出料口与第一级结晶器的进料口连接，所述的最后一级出料泵与稠厚器的进料口连接。
所述的逆流三效浓缩装置包括一效浓缩装置、二效浓缩装置、三效浓缩装置、真空系统、冷凝器和浓缩预热器，一效浓缩装置包括一效加热器、一效分离室、一效循环泵和一效出料泵，二效浓缩装置包括二效加热器、二效分离室、二效循环泵和二效出料泵，三效浓缩装置包括三效加热器、三效分离室、三效循环泵和三效出料泵；
一效循环泵的进料口与一效分离室的底部相连通，一效循环泵与一效分离室连接的管路上有支管与一效出料泵进料口相连，一效出料泵的出料口与二次真空连续结晶器的进料口相连接，一效循环泵出料口与一效加热器底部相连，一效加热器顶部与一效分离室中部相连，一效分离室顶部与二效加热器上部相连；
二效循环泵的进料口与二效分离室的底部相连通，二效循环泵与二效分离室连接的管路上有支管与二效出料泵进料口相连，二效出料泵的出料口与一效加热器底部相连，二效循环泵出料口与二效加热器底部相连，二效加热器顶部与二效分离室中部相连，二效分离室顶部与三效加热器上部相连；
三效循环泵的进料口与三效分离室的底部相连通，三效循环泵与三效分离室连接的管路上有支管与三效出料泵进料口相连，三效出料泵的出料口与二效加热器底部相连，三效循环泵出料口与三效加热器底部相连，三效加热器顶部与三效分离室中部相连，三效分离室顶部分别与冷凝器顶部、浓缩预热器蒸汽入口相连通，浓缩预热器出料口通过管道与三效加热器底端相连通，浓缩预热器冷凝液出口与冷凝器下端相连通，冷凝器出料口通过管道与真空系统相连。
根据本发明优选的，所述的真空连续结晶器为DTB结晶器、OSLO结晶器。
根据本发明优选的，所述的硝酸钾真空结晶装置为6级串联结构的装置。
根据本发明优选的，所述的真空器为真空泵。
一种利用上述系统连续式复分解法生产硝酸钾的方法，步骤如下：
向一次溶解槽中加入循环母液、水和氯化钾，所述的循环母液为氯化铵母液，控制加入的铵离子和氯离子的摩尔比例在1：1～1.2之间，将一次溶解槽内物料加热至65～90℃并搅拌使物料完全溶解；料液依次进入硝酸钾真空结晶装置、一次稠厚器、一次离心机，离心分离出硝酸钾粗品；硝酸钾粗品依次经过洗涤槽、二次溶解槽、过滤机洗涤、溶解、过滤后，送入一次真空连续结晶器结晶，再依次经过二次稠厚器、二次离心机分离得硝酸钾；将硝酸钾粗品离心分离后的母液、冲洗水及硝酸钾离心后母液注入混料槽，加入硝酸铵至混料槽中氯化铵达到饱和，混合均匀后，料液先经浓缩预热器预热后进入逆流三效浓缩装置，浓缩至密度为1.30～1.37g/cm3后，送入二次真空连续结晶器结晶，再依次经过三次稠厚器、三次离心机分离氯化铵晶体，分离获得的氯化铵母液加入一次溶解槽中循环利用。
根据本发明，优选的，所述的一次溶解槽加热的方式为蒸汽加热。
根据本发明，优选的，所述的硝酸钾真空结晶装置为6级串联结构的装置；其中，一级结晶器内温度控制在65～80℃，真空度为0.010～0.030MPa；二级结晶器内温度控制在50～65℃，真空度为0.007～0.010MPa；三级结晶器内温度控制在42～50℃，真空度为0.006～0.007MPa；四级结晶器内温度控制在35～42℃，真空度为0.003～0.006MPa；五级结晶器内温度控制在25～35℃，真空度为0.0023～0.003MPa；六级结晶器内温度控制在15～25℃，真空度为0.0010～0.0023MPa。
根据本发明优选的，二次溶解槽中硝酸钾加热溶解成为50-60℃的饱和溶液；所述一次真空连续结晶器中结晶温度为20-40℃，真空度为0.002～0.07MPa。
根据本发明优选的，所述的硝酸铵为硝酸铵固体或质量浓度不小于65％的硝酸铵溶液。
根据本发明优选的，所述的逆流三效浓缩装置中的一效浓缩装置中温度为110～120℃，真空度为0.18～0.23MPa，二效浓缩装置中温度为85～100℃，真空度为0.08～0.12MPa，三效浓缩装置中温度为65～85℃，真空度为0.01～0.04MPa。
根据本发明，优选的，所述的逆流三效浓缩装置中控制第一出料泵、第一循环泵、第二出料泵、第二循环泵、第三出料泵和第三循环泵的流速在1.3～2.0m/s之间。
所述二次真空连续结晶器中结晶温度为50-70℃，真空度为0.07～0.10MPa。
一种连续式复分解法生产硝酸钾的方法，步骤如下：
(1)将氯化铵母液、水和氯化钾混合均匀，加热至65～90℃溶解，使铵离子与氯离子的摩尔比为1：1～1.2，制得混合溶液；
(2)将步骤(1)制得的混合溶液进行六级真空连续结晶，一级真空结晶器的温度65～80℃，真空度为0.010～0.030MPa，二级真空结晶器的温度为50～65℃，真空度为0.007～0.010MPa，三级真空结晶器的温度为42～50℃，真空度为0.006～0.007MPa，四级真空结晶器的温度为35～42℃，真空度为0.003～0.006MPa，五级真空结晶器的温度为25～35℃，真空度为0.0023～0.003MPa，六级真空结晶器的温度为15～25℃，真空度为0.0010～0.0023MPa；再经稠厚、离心，制得硝酸钾粗品和硝酸钾粗品母液；
(3)步骤(2)制得的硝酸钾粗品经过0～20℃的冷水洗涤、加水加热溶解成为50-60℃的饱和溶液，过滤后，在温度为20-40℃，真空度为0.002～0.07MPa的条件下结晶，经稠厚、离心，制得硝酸钾；
(4)向步骤(2)制得的硝酸钾粗品母液中加入硝酸铵，使溶液中氯化铵达到饱和，加热至50～80℃，经强制循环逆流三效浓缩，控制一效、二效、三效浓缩过程中溶液流速为1.3～2.0m/s之间；三效浓缩温度为65～85℃，真空度为0.01～0.04MPa；二效浓缩温度为85～100℃，真空度为0.08～0.12MPa；一效浓缩温度为110～120℃，真空度为0.18～0.23MPa；浓缩至密度为1.30～1.40g/cm3，在温度为45～70℃，真空度为0.07～0.10MPa的条件下结晶，经稠厚、离心，制得氯化铵晶体和氯化铵母液，氯化铵母液参与步骤(1)的反应循环利用。
上述制备及方法如没有特别说明，均按本领域现有技术。
有益效果：
1、本发明所述的连续式硝酸钾生产系统及方法，扩大了生产能力，降低劳动生产强度，提高硝酸钾生产工艺的生产效率。
2、本发明采用全新的硝酸钾真空结晶设计，对结晶过程控制更精确，硝酸钾结晶的品质更加稳定。
3、本发明逆流三效浓缩工艺采用强制循环浓缩，通过控制较高的管内流速，减少换热器内结垢现象。
4、本发明采用逆流三效浓缩工艺对含氯的料浆浓缩，不仅降低了浓缩温度，减轻了料浆对设备的腐蚀，还大大节约了蒸汽使用量，降低了能耗。
5、本发明将真空连续结晶器应用到生产硝酸钾副产氯化铵工艺过程中，较传统换热冷却方式相比，实现了连续操作，节约生产时间，提高效率。
6、本发明采用的逆流三效浓缩和连续式真空结晶器大大提高了氯化铵产品质量的稳定性，增加了氯化铵收率。
附图说明
图1是本发明连续式复分解法硝酸钾生产的工艺流程示意图。
图2是本发明硝酸钾真空结晶装置示意图
图3是本发明逆流三效浓缩装置示意图
图2中：A、结晶器，B、冷凝器，C、真空泵，D、出料泵。
图3中：1、真空系统，2、三效分离室，3、三效加热器，4、二效分离室，5、二效加热器，6、一效分离室，7、一效加热器，8、三效循环泵，9、三效出料泵，10、二效循环泵，11二效出料泵，12、一效循环泵，13、一效出料泵，14、冷凝器，15、浓缩预热器，16、二次真空连续结晶器。
具体实施方式
为了更详细地说明本方明，给出下述工艺设计实施例。但本发明的范围并不局限于此。本发明原料未作具体说明的均为市售。
实施例1
一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统，包括一次溶解槽、硝酸钾真空结晶装置、一次稠厚器、一次离心机、洗涤槽、二次溶解槽、过滤机、一次真空连续结晶器、二次稠厚器、二次离心机、混料槽、浓缩预热器、逆流三效浓缩装置、二次真空连续结晶器、三次稠厚器、三次离心机；所述一次溶解槽的出料口与硝酸钾真空结晶装置的进料口相连通，硝酸钾真空结晶装置的出料口与一次稠厚器的进料口相连通，一次稠厚器的出料口与一次离心机的进料口相连通，一次离心机的固体出料口与洗涤槽的进料口相连通，洗涤槽的液体出料口与混料槽的进料口之一相连通，洗涤槽的固体出料口与二次溶解槽的进料口相连通，二次溶解槽的出料口与过滤机的进料口相连通，过滤机的出料口与一次真空连续结晶器的进料口相连通，一次真空连续结晶器的出料口与二次稠厚器的进料口相连通，二次稠厚器的出料口与二次离心机的进料口相连通，二次离心机的液体出料口与混料槽的进料口之一相连通；一次离心机的液体出料口与混料槽的进料口之一相连通，混料槽的出料口与浓缩预热器的进料口相连通，浓缩预热器的出料口与逆流三效浓缩装置的进料口相连通，逆流三效浓缩装置的出料口与二次真空连续结晶器的进料口相连通，二次真空连续结晶器的出料口与三次稠厚器的进料口相连通，三次稠厚器的出料口与三次离心机的进料口相连通，三次离心机的液体出料口与一次溶解槽的进料口相连通；
所述的硝酸钾真空结晶装置为2～10级串联结构的装置，每一级串联结构包括结晶器A、冷凝器B、真空器C、出料泵D和水槽，所述的结晶器A的上端通过管道与冷凝器B的上端连通，所述的冷凝器B的下端通过管道与真空器C连接，所述的冷凝器B的下端还通过冷凝水管道与水槽连接，所述的结晶器A的下端通过管道与出料泵D连接，所述的一次溶解槽的出料口与第一级结晶器的进料口连接，所述的最后一级出料泵与一次稠厚器的进料口连接。
所述的逆流三效浓缩装置包括一效浓缩装置、二效浓缩装置、三效浓缩装置、真空系统1、冷凝器14和浓缩预热器15，一效浓缩装置包括一效加热器7、一效分离室6、一效循环泵12和一效出料泵13，二效浓缩装置包括二效加热器5、二效分离室4、二效循环泵10和二效出料泵11，三效浓缩装置包括三效加热器3、三效分离室2、三效循环泵8和三效出料泵9；
一效循环泵12的进料口与一效分离室6的底部相连通，一效循环泵12与一效分离室连接的管路上有支管与一效出料泵13进料口相连，一效出料泵13的出料口与二次真空连续结晶器16的进料口相连接，一效循环泵12出料口与一效加热器7底部相连，一效加热器7顶部与一效分离室6中部相连，一效分离室6顶部与二效加热器5上部相连；
二效循环泵10的进料口与二效分离室4的底部相连通，二效循环泵10与二效分离室连接的管路上有支管与二效出料泵11进料口相连，二效出料泵11的出料口与一效加热器7底部相连，二效循环泵10出料口与二效加热器5底部相连，二效加热器5顶部与二效分离室4中部相连，二效分离室4顶部与三效加热器3上部相连；
三效循环泵8的进料口与三效分离室2的底部相连通，三效循环泵8与三效分离室连接的管路上有支管与三效出料泵9进料口相连，三效出料泵9的出料口与二效加热器5底部相连，三效循环泵8出料口与三效加热器3底部相连，三效加热器3顶部与三效分离室2中部相连，三效分离室2顶部分别与冷凝器14顶部、浓缩预热器15相连通，浓缩预热器15一端通过管道与三效加热器3底端相连通，浓缩预热器15另一端与冷凝器14出料口相连通，冷凝器14出料口通过管道与真空系统1相连。
所述的真空连续结晶器为DTB结晶器、OSLO结晶器。
实施例2
向一次溶解槽中加入氯化铵母液、水和氯化钾，使铵离子和氯离子的比例为1：1，蒸汽加热至75℃并搅拌使之完全溶解，料液依次进入硝酸钾六级串联真空结晶装置中，通过控制各级真空系统压力控制一级结晶器A1内温度为70℃，二级结晶器A2内温度为55℃，三级结晶器A3内温度为42℃，四级结晶器A4内温度为35℃，五级结晶器A5内温度为25℃，六级结晶器A6内温度为15℃。第六级结晶器A6内的物料通过第六级出料泵D6将物料泵向一次稠厚器、一次离心机，分离出硝酸钾粗品；硝酸钾粗品5℃冷水冲洗、加热溶解成为50℃饱和溶液、过滤脱除水不溶物，送入DTB一次真空连续结晶器，在温度40℃，真空度为0.07MPa条件下结晶，再依次经过二次稠厚器、二次离心机分离得硝酸钾；将硝酸钾粗品离心分离后的母液、冲洗水及硝酸钾离心后母液注入混料槽，向其中加入浓度为65％的硝酸铵溶液混合均匀，料液先经浓缩预热器预热后进入逆流三效浓缩装置，通过控制真空系统精确控制压力分别为0.23MPa、0.09MPa、0.03MPa来控制一效、二效、三效加热器内液体的温度依次为110℃、90℃和75℃，逆流三效浓缩装置中控制一效循环泵12、二效循环泵10和三效循环泵8的流速为1.7m/s、1.5m/s、1.5m/s。浓缩至料浆密度为1.35g/cm3，送入DTB二次真空连续结晶器结晶，结晶温度控制在60℃，结晶后的料浆再依次经过三次稠厚器、三次离心机分离氯化铵晶体，分离获得的氯化铵母液加入一次溶解槽中循环利用。
所得的硝酸钾产品KNO3：99.6wt％，Cl-：0.012wt％，氯化铵产品总氮含量为25.3wt％。
实施例3
向一次溶解槽中加入氯化铵母液、水和氯化钾，使铵离子和氯离子的比例为1：1.1，蒸汽加热至80℃并搅拌使之完全溶解，料液依次进入硝酸钾六级串联真空结晶装置中，通过控制各级真空系统压力控制一级结晶器A1内温度为75℃，二级结晶器A2内温度为60℃，三级结晶器A3内温度为45℃，四级结晶器A4内温度为38℃，五级结晶器A5内温度为30℃，六级结晶器A6内温度为20℃。第六级结晶器A6内的物料通过第六级出料泵D6将物料泵向一次稠厚器、一次离心机，分离出硝酸钾粗品；硝酸钾粗品10℃冷水冲洗、加热溶解成为55℃饱和溶液、过滤脱除水不溶物，送入DTB一次真空连续结晶器，在温度35℃，真空度为0.05MPa条件下结晶，再依次经过二次稠厚器、二次离心机分离得硝酸钾；将硝酸钾粗品离心分离后的母液、冲洗水及硝酸钾离心后母液注入混料槽，向其中加入浓度为65％的硝酸铵溶液混合均匀，料液先经浓缩预热器预热后进入逆流三效浓缩装置，通过控制真空系统精确控制压力分别为0.20MPa、0.085MPa、0.035MPa来控制一效、二效、三效加热器内液体的温度依次为115℃、95℃和80℃，逆流三效浓缩装置中控制一效循环泵12、二效循环泵10和三效循环泵8的流速为1.8m/s、1.6m/s、1.6m/s。浓缩至料浆密度为1.36g/cm3，送入DTB二次真空连续结晶器结晶，结晶温度控制在70℃，结晶后的料浆再依次经过三次稠厚器、三次离心机分离氯化铵晶体，分离获得的氯化铵母液加入一次溶解槽中循环利用。
所得的硝酸钾产品KNO3：99.5wt％，Cl-：0.020wt％，氯化铵产品总氮含量为25.6wt％。
实施例4
向一次溶解槽中加入氯化铵母液、水和氯化钾，使铵离子和氯离子的比例为1：1.2，蒸汽加热至90℃并搅拌使之完全溶解，料液依次进入硝酸钾六级串联真空结晶装置中，通过控制各级真空系统压力控制一级结晶器A1内温度为80℃，二级结晶器A2内温度为65℃，三级结晶器A3内温度为50℃，四级结晶器A4内温度为42℃，五级结晶器A5内温度为35℃，六级结晶器A6内温度为25℃。第六级结晶器A6内的物料通过第六级出料泵D6将物料泵向一次稠厚器、一次离心机，分离出硝酸钾粗品；硝酸钾粗品15℃冷水冲洗、加热溶解成为50℃饱和溶液、过滤脱除水不溶物，送入DTB一次真空连续结晶器，在温度45℃，真空度为0.01MPa条件下结晶，再依次经过二次稠厚器、二次离心机分离得硝酸钾；将硝酸钾粗品离心分离后的母液、冲洗水及硝酸钾离心后母液注入混料槽，向其中加入浓度为65％的硝酸铵溶液混合均匀，料液先经浓缩预热器预热后进入逆流三效浓缩装置，通过控制真空系统精确控制压力分别为0.18MPa、0.08MPa、0.035MPa来控制一效、二效、三效加热器内液体的温度依次为120℃、100℃和80℃，逆流三效浓缩装置中控制一效循环泵12、二效循环泵10和三效循环泵8的流速为1.6m/s、1.5m/s、1.5m/s。浓缩至料浆密度为1.37g/cm3，送入DTB二次真空连续结晶器结晶，结晶温度控制在50℃，结晶后的料浆再依次经过三次稠厚器、三次离心机分离氯化铵晶体，分离获得的氯化铵母液加入一次溶解槽中循环利用。
所得的硝酸钾产品KNO3：99.8wt％，Cl-：0.007wt％，氯化铵产品总氮含量为25.1％。
实施例5
向一次溶解槽中加入氯化铵母液、水和氯化钾，使铵离子和氯离子的比例为1：1，蒸汽加热至65℃并搅拌使之完全溶解，料液依次进入硝酸钾六级串联真空结晶装置中，通过控制各级真空系统压力控制一级结晶器A1内温度为60℃，二级结晶器A2内温度为55℃，三级结晶器A3内温度为45℃，四级结晶器A4内温度为40℃，五级结晶器A5内温度为30℃，六级结晶器A6内温度为20℃。第六级结晶器A6内的物料通过第六级出料泵D6将物料泵向一次稠厚器、一次离心机，分离出硝酸钾粗品；硝酸钾粗品20℃冷水冲洗、加热溶解成为50℃饱和溶液、过滤脱除水不溶物，送入DTB一次真空连续结晶器，在温度40℃，真空度为0.07MPa条件下结晶，再依次经过二次稠厚器、二次离心机分离得硝酸钾；将硝酸钾粗品离心分离后的母液、冲洗水及硝酸钾离心后母液注入混料槽，向其中加入浓度为65％的硝酸铵溶液混合均匀，料液先经浓缩预热器预热后进入逆流三效浓缩装置，通过控制真空系统精确控制压力分别为0.23MPa、0.10MPa、0.03MPa来控制一效、二效、三效加热器内液体的温度依次为110℃、90℃和70℃，逆流三效浓缩装置中控制一效循环泵12、二效循环泵10和三效循环泵8的流速为1.6m/s、1.4m/s、1.4m/s。浓缩至料浆密度为1.34g/cm3，送入DTB二次真空连续结晶器结晶，结晶温度控制在65℃，结晶后的料浆再依次经过三次稠厚器、三次离心机分离氯化铵晶体，分离获得的氯化铵母液加入一次溶解槽中循环利用。
所得的硝酸钾产品KNO3：99.6wt％，Cl-：0.019wt％，氯化铵产品总氮含量为25.5wt％。
实施例6
向一次溶解槽中加入氯化铵母液、水和氯化钾，使铵离子和氯离子的比例为1：1.1，蒸汽加热至70℃并搅拌使之完全溶解，料液依次进入硝酸钾六级串联真空结晶装置中，通过控制各级真空系统压力控制一级结晶器A1内温度为65℃，二级结晶器A2内温度为55℃，三级结晶器A3内温度为42℃，四级结晶器A4内温度为38℃，五级结晶器A5内温度为30℃，六级结晶器A6内温度为23℃。第六级结晶器A6内的物料通过第六级出料泵D6将物料泵向一次稠厚器、一次离心机，分离出硝酸钾粗品；硝酸钾粗品0℃冷水冲洗、加热溶解成为55℃饱和溶液、过滤脱除水不溶物，送入DTB一次真空连续结晶器，在温度35℃，真空度为0.05MPa条件下结晶，再依次经过二次稠厚器、二次离心机分离得硝酸钾；将硝酸钾粗品离心分离后的母液、冲洗水及硝酸钾离心后母液注入混料槽，向其中加入浓度为65％的硝酸铵溶液混合均匀，料液先经浓缩预热器预热后进入逆流三效浓缩装置，通过控制真空系统精确控制压力分别为0.18MPa、0.09MPa、0.04MPa来控制一效、二效、三效加热器内液体的温度依次为120℃、100℃和65℃，逆流三效浓缩装置中控制一效循环泵12、二效循环泵10和三效循环泵8的流速为1.8m/s、1.5m/s、1.5m/s。浓缩至料浆密度为1.32g/cm3，送入DTB二次真空连续结晶器结晶，结晶温度控制在55℃，结晶后的料浆再依次经过三次稠厚器、三次离心机分离氯化铵晶体，分离获得的氯化铵母液加入一次溶解槽中循环利用。
所得的硝酸钾产品KNO3：99.3wt％，Cl-：0.04wt％，氯化铵产品总氮含量为25.3wt％。

Claims (9)

1.一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统，特征在于，包括一次溶解槽、硝酸钾真空结晶装置、一次稠厚器、一次离心机、洗涤槽、二次溶解槽、过滤机、一次真空连续结晶器、二次稠厚器、二次离心机、混料槽、浓缩预热器、逆流三效浓缩装置、二次真空连续结晶器、三次稠厚器、三次离心机；所述一次溶解槽的出料口与硝酸钾真空结晶装置的进料口相连通，硝酸钾真空结晶装置的出料口与一次稠厚器的进料口相连通，一次稠厚器的出料口与一次离心机的进料口相连通，一次离心机的固体出料口与洗涤槽的进料口相连通，洗涤槽的液体出料口与混料槽的进料口之一相连通，洗涤槽的固体出料口与二次溶解槽的进料口相连通，二次溶解槽的出料口与过滤机的进料口相连通，过滤机的出料口与一次真空连续结晶器的进料口相连通，一次真空连续结晶器的出料口与二次稠厚器的进料口相连通，二次稠厚器的出料口与二次离心机的进料口相连通，二次离心机的液体出料口与混料槽的进料口之一相连通；一次离心机的液体出料口与混料槽的进料口之一相连通，混料槽的出料口与浓缩预热器的进料口相连通，浓缩预热器的出料口与逆流三效浓缩装置的进料口相连通，逆流三效浓缩装置的出料口与二次真空连续结晶器的进料口相连通，二次真空连续结晶器的出料口与三次稠厚器的进料口相连通，三次稠厚器的出料口与三次离心机的进料口相连通，三次离心机的液体出料口与一次溶解槽的进料口相连通；
所述的硝酸钾真空结晶装置为2～10级串联结构的装置，每一级串联结构包括结晶器、冷凝器、真空器、出料泵和水槽，所述的结晶器的上端通过管道与冷凝器的上端连通，所述的冷凝器的下端通过管道与真空器连接，所述的冷凝器的下端还通过冷凝水管道与水槽连接，所述的结晶器的下端通过管道与出料泵连接，所述的一次溶解槽的出料口与第一级结晶器的进料口连接，所述的最后一级出料泵与一次稠厚器的进料口连接；
所述的逆流三效浓缩装置包括一效浓缩装置、二效浓缩装置、三效浓缩装置、真空系统、冷凝器和浓缩预热器，一效浓缩装置包括一效加热器、一效分离室、一效循环泵和一效出料泵，二效浓缩装置包括二效加热器、二效分离室、二效循环泵和二效出料泵，三效浓缩装置包括三效加热器、三效分离室、三效循环泵和三效出料泵；
一效循环泵的进料口与一效分离室的底部相连通，一效循环泵与一效分离室连接的管路上有支管与一效出料泵进料口相连，一效出料泵的出料口与二次真空连续结晶器的进料口相连接，一效循环泵出料口与一效加热器底部相连，一效加热器顶部与一效分离室中部相连，一效分离室顶部与二效加热器上部相连；
二效循环泵的进料口与二效分离室的底部相连通，二效循环泵与二效分离室连接的管路上有支管与二效出料泵进料口相连，二效出料泵的出料口与一效加热器底部相连，二效循环泵出料口与二效加热器底部相连，二效加热器顶部与二效分离室中部相连，二效分离室顶部与三效加热器上部相连；
三效循环泵的进料口与三效分离室的底部相连通，三效循环泵与三效分离室连接的管路上有支管与三效出料泵进料口相连，三效出料泵的出料口与二效加热器底部相连，三效循环泵出料口与三效加热器底部相连，三效加热器顶部与三效分离室中部相连，三效分离室顶部分别与冷凝器顶部、浓缩预热器蒸汽入口相连通，浓缩预热器出料口通过管道与三效加热器底端相连通，浓缩预热器冷凝液出口与冷凝器下端相连通，冷凝器出料口通过管道与真空系统相连。
2.如权利要求1所述的一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统，特征在于，所述的真空连续结晶器为DTB结晶器或OSLO结晶器；所述的硝酸钾真空结晶装置为6级串联结构的装置；所述的真空器为真空泵。
3.一种利用权利要求1或2系统连续式复分解法生产硝酸钾的方法，特征在于，步骤如下：
向一次溶解槽中加入循环母液、水和氯化钾，所述的循环母液为氯化铵母液，控制加入的铵离子和氯离子的摩尔比例在1：1～1.2之间，将一次溶解槽内物料加热至65～90℃并搅拌使物料完全溶解；料液依次进入硝酸钾真空结晶装置、一次稠厚器、一次离心机，离心分离出硝酸钾粗品；硝酸钾粗品依次经过洗涤槽、二次溶解槽、过滤机洗涤、溶解、过滤后，送入一次真空连续结晶器结晶，再依次经过二次稠厚器、二次离心机分离得硝酸钾；将硝酸钾粗品离心分离后的母液、冲洗水及硝酸钾离心后母液注入混料槽，加入硝酸铵至混料槽中氯化铵达到饱和，混合均匀后，料液先经浓缩预热器预热后进入逆流三效浓缩装置，浓缩至密度为1.30～1.37g/cm3后，送入二次真空连续结晶器结晶，再依次经过三次稠厚器、三次离心机分离氯化铵晶体，分离获得的氯化铵母液加入一次溶解槽中循环利用。
4.如权利要求3所述的方法，特征在于，所述的一次溶解槽加热的方式为蒸汽加热。
5.如权利要求3所述的方法，特征在于，所述的硝酸钾真空结晶装置为6级串联结构的装置；其中，一级结晶器内温度控制在65～80℃，真空度为0.010～0.030MPa；二级结晶器内温度控制在50～65℃，真空度为0.007～0.010MPa；三级结晶器内温度控制在42～50℃，真空度为0.006～0.007MPa；四级结晶器内温度控制在35～42℃，真空度为0.003～0.006MPa；五级结晶器内温度控制在25～35℃，真空度为0.0023～0.003MPa；六级结晶器内温度控制在15～25℃，真空度为0.0010～0.0023MPa；所述的逆流三效浓缩装置中控制第一出料泵、第一循环泵、第二出料泵、第二循环泵、第三出料泵和第三循环泵的流速在1.3～2.0m/s之间。
6.如权利要求3所述的方法，特征在于，二次溶解槽中硝酸钾加热溶解成为50-60℃的饱和溶液；所述一次真空连续结晶器中结晶温度为20-40℃，真空度为0.002～0.07MPa。
7.如权利要求3所述的方法，特征在于，所述的硝酸铵为硝酸铵固体或质量浓度不小于65％的硝酸铵溶液。
8.如权利要求3所述的方法，特征在于，所述的逆流三效浓缩装置中的一效浓缩装置中温度为110～120℃，真空度为0.18～0.23MPa，二效浓缩装置中温度为85～100℃，真空度为0.08～0.12MPa，三效浓缩装置中温度为65～85℃，真空度为0.01～0.04MPa。
9.如权利要求3所述的方法，特征在于，所述二次真空连续结晶器中结晶温度为50-70℃，真空度为0.07～0.10MPa。
CN201410532166.8A 2014-10-10 2014-10-10 一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法 Active CN104261436B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201410532166.8A CN104261436B (zh) 2014-10-10 2014-10-10 一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201410532166.8A CN104261436B (zh) 2014-10-10 2014-10-10 一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN104261436A CN104261436A (zh) 2015-01-07
CN104261436B true CN104261436B (zh) 2016-04-06

Family

ID=52153065

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201410532166.8A Active CN104261436B (zh) 2014-10-10 2014-10-10 一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN104261436B (zh)

Families Citing this family (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN105110355B (zh) * 2015-08-25 2016-10-19 浏阳市金和化工有限公司 一种光玻级高纯硝酸钾加工方法
CN105771303B (zh) * 2016-03-18 2018-07-17 亚泰电化有限公司 化工两级结晶罐

Family Cites Families (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1151068C (zh) * 2001-02-28 2004-05-26 化学工业部连云港设计研究院 一种复分解法制备硝酸钾的方法
CN100374372C (zh) * 2005-08-31 2008-03-12 东华工程科技股份有限公司 一种复分解法制备硝酸钾的方法
CN101628732B (zh) * 2008-07-16 2013-07-10 中国科学院福建物质结构研究所 一种快速制备内部空腔可调的纳米二氧化钛球的方法
CN201458761U (zh) * 2009-08-18 2010-05-12 湖南丹化农资有限公司 用于生产硝酸钾的真空冷却结晶装置
CN101643226B (zh) * 2009-09-02 2010-11-17 赵家春 复分解循环法生产硝酸钾和氯化铵的方法

Also Published As

Publication number Publication date
CN104261436A (zh) 2015-01-07

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN104118891B (zh) 复分解空气冷却结晶法生产硝酸钾工艺
CN102491373B (zh) 利用光卤石矿井采卤水生产氯化钾、氯化钠及镁片的方法
CN104292181A (zh) 一种mvr系统浓缩安赛蜜母液的方法
CN109534365B (zh) 一种小苏打联产氯化铵的循环制造方法
CN109019638B (zh) 一种以芒硝为原料制备纯碱的母液处理方法
CN103725731B (zh) 葡萄糖酸钠专用结晶葡萄糖及其制备方法
CN204485354U (zh) 一种生产硝酸钾时对氯化铵的蒸发结晶装置
CN102923776B (zh) 生产高纯五氧化二钒的方法
CN104261429A (zh) 一种复分解法硝酸钾生产中氯化铵连续三效降膜浓缩、真空结晶系统及方法
CN110304640A (zh) 一种碳酸氢钠生产方法
CN107857282A (zh) 一种芒硝制备硫酸钾的方法
CN104261436B (zh) 一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法
CN104261435B (zh) 一种复分解法硝酸钾结晶系统及结晶工艺
CN104310440B (zh) 一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法
CN104261437B (zh) 一种与液体硝酸铵生产相结合的连续式硝酸钾生产系统
CN201770493U (zh) 基于酸浴闪蒸流程的结晶元明粉装置
CN104310443A (zh) 一种与液体硝酸铵生产相结合的连续式硝酸钾生产系统及生产方法
CN106335889B (zh) 利用粗焦磷酸钠生产三聚磷酸钠的方法
CN104261438A (zh) 一种连续式复分解法生产硝酸钾的系统及方法
CN102992353A (zh) 四效蒸发热法生产工业级氯化铵工艺
CN104787783A (zh) 重结晶法制备工业硝酸钾的方法
CN103588223B (zh) 多级闪蒸降温连续结晶生产高纯度氯化铵的方法
CN203196371U (zh) 磷酸二氢钾连续结晶装置
CN104310442B (zh) 一种复分解法硝酸钾生产中氯化铵强制循环连续三效浓缩、真空结晶系统及工艺
CN104310441A (zh) 一种硝酸钾联产氯化铵生产中反应热综合利用系统及方法

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
CB02 Change of applicant information

Address after: 276700 No. 17 Da Xing West Street, Linshu Economic Development Zone, Linyi, Shandong

Applicant after: Noblefone (China) Chemical Co.,Ltd.

Address before: 276700 No. 17 Da Xing West Street, Linshu Economic Development Zone, Linyi, Shandong

Applicant before: SHANDONG NUOBEIFENG CHEMICAL Co.,Ltd.

COR Change of bibliographic data
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant
CP03 Change of name, title or address

Address after: 276700 No. 17, Xingda West Street, economic development zone, Linshu County, Lanshan District, Linyi City, Shandong Province

Patentee after: NOBERFUN (CHINA) AGRICULTURE CO.,LTD.

Address before: 276700 No. 17, Xingda West Street, economic development zone, Linshu County, Linyi City, Shandong Province

Patentee before: Noblefone (China) Chemical Co.,Ltd.

CP03 Change of name, title or address
TR01 Transfer of patent right

Effective date of registration: 20211227

Address after: 276700 Xingda West Street, Linshu County, Linyi City, Shandong Province, No. 19

Patentee after: KINGENTA ECOLOGICAL ENGINEERING GROUP Co.,Ltd.

Address before: 276700 No. 17, Xingda West Street, economic development zone, Linshu County, Lanshan District, Linyi City, Shandong Province

Patentee before: NOBERFUN (CHINA) AGRICULTURE CO.,LTD.

TR01 Transfer of patent right