CN106277520A - 一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，它采用旋液分离、活性炭吸附和板框过滤机等液固分离方法，除去洗涤水中的固体物质，采用二级反渗透膜过滤对洗涤水进行浓缩，然后再采用机械压缩热泵蒸发技术进行进一步的蒸发浓缩。浓缩过程中得到的总盐分含量很低的净化水作为工艺用水回用于生产系统。浓缩后的溶液在结晶陈化器中生成大颗粒硫酸铵镁肥，再经离心分离、包装等工序获得硫酸铵镁肥副产品。本发明在回收利用洗涤水的同时，得到了铵镁肥副产品，有利于实现医药级氧化镁生产过程的废水零排放，并达到了变废为宝的目的。
Description
技术领域
本发明属于化工技术领域，涉及一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，具体涉及一种在碳化法生产医药级氧化镁过程中废水回收利用及副产硫酸铵镁肥的方法。
背景技术
在以轻烧氧化镁为原料，采用硫酸进行溶解，以碳酸氢铵作为碳化剂进行碳化法生产医药级氧化镁的的过程中，为了获得高纯度的氧化镁，需要对中间产品碱式碳酸镁结晶颗粒进行充分的过滤和洗涤，这就不可避免会产生大量的洗涤水。该洗涤水中含铵离子为1.0-4.0g/L、镁离子为0.4-0.8g/L和硫酸根为7.0-25.0g/L，属低浓度含盐水。如果洗涤水直接外排，会造成氨氮废水污染；如果作为工艺水循环回用会造成生产过程的“涨水”；如果将洗涤水直接排入污水处理系统，洗涤水中含有的盐分会造成污水处理系统活性污泥的失效，因此生产过程中的洗涤水处理一直是医药级氧化镁生产企业的难题，开展洗涤水的综合利用，实现生产过程废水零排放的同时，将其中含有的的铵、镁、硫酸根等变废为宝，势在必行。
发明内容
本发明为解决现有技术的不足，提供一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法。它能使得结晶颗粒大，容易过滤，硫酸铵镁肥含水量低，不经干燥就可以直接包装出售。
一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，按以下步骤进行：
a.洗涤水过滤除渣:
将含铵离子为1.0-4.0g/L、镁离子为0.4-0.8g/L和硫酸根为7.0-25.0g/L的洗涤水加压打入粗过滤机中，将其中含有的较大固体颗粒物滤出，得到粗滤液和粗滤渣，所述的粗滤渣收集后集中处理；所述的粗滤液经过活性炭罐后被加压打入精过滤机，进一步将其中的细小固体颗粒滤出，得到精滤液和细滤渣，所述的细滤渣收集后集中处理；
b.膜分离浓缩:
将步骤a的精滤液加压后打入一次膜浓缩器；在一次膜浓缩器中，精滤液被分离成两股流体，其中一股为一次膜分离净水，另一股为含镁、铵盐浓度较高的中浓度盐水；所述的一次膜分离净水进入工艺用水储送槽；将所述的中浓度盐水加压后打入二次膜浓缩器；在二次膜浓缩器中，所述的中浓度盐水被分离成两股流体，其中一股为二次膜分离净水，另一股为含镁、铵盐浓度更高的高浓度盐水；所述二次膜分离净水进入工艺用水储送槽；
所述一次膜分离净水和二次膜分离净水的含盐总量小于15mg/L；
所述中浓度盐水中，铵离子浓度为4.0-10.0g/L、镁离子浓度为1.2-3.4g/L、硫酸根浓度为15.0-50.0g/L；
所述高浓度盐水中，铵离子浓度为15.0-25.0g/L、镁离子浓度为2.5-6.0g/L、硫酸根浓度为50.0-100.0g/L；
c.蒸发浓缩:
将所述步骤c的高浓度盐水送入MVR(机械压缩热泵)蒸发系统；在MVR蒸发系统中，高浓度盐水中的水分被进一步蒸发，其中蒸发出来的蒸汽在作为加热介质后成为蒸发冷凝水进入工艺用水储送槽，水分蒸发后的盐水成为近饱和铵镁盐水；
d.冷却结晶:
将步骤c的近饱和铵镁盐水送入结晶陈化器中，通过分步骤地降温实现结晶颗粒的生成和陈化长大，获得含结晶颗粒浆液；
e.离心脱水和包装:
将步骤d的含结晶颗粒浆液分批次进入离心脱水机，所述含结晶颗粒浆液中的结晶颗粒和母液被分离，得到铵镁肥颗粒和母液；将所述铵镁肥颗粒经包装机包装后获得氮含量为15.0-18.0％，镁含量为3.8-4.5％，硫含量为24.5-26.0％的硫酸铵镁肥产品。
优选的，将所述步骤e中的母液返回，与所述的高浓度盐水混合后一并被送入步骤c中的MVR(机械压缩热泵)蒸发系统，进行循环利用。
优选的，所述步骤a中的粗滤机是2-3个旋液分离器串联的液固旋液分离器组；将洗涤水加压到0.4MPa-0.8MPa后依此进入所述液固旋液分离器组中的旋液分离器；所述的洗涤水被加压后进入每一个旋液分离器入口管的流速为20m/s-50m/s。
优选的，所述步骤a中精滤机为板框压滤机，自所述的液固旋液分离器组出来的洗涤水首先经过活性炭罐，再加压到0.5MPa-0.8MPa后进入所述的板框压滤机。
优选的，所述步骤b中一次膜浓缩器和二次膜浓缩器均为反渗透膜净水装置及其配套设施；经过所述的一次膜浓缩器和二次膜浓缩器进行浓缩后，洗涤水的浓缩比控制在5.5-7.0。
优选的，所述步骤d中，在结晶陈化器中，所述的近饱和铵镁盐水在3.0-8.0小时时间内被冷却至25-30℃。
优选的，所述步骤e中，经离心机分离后获得的硫酸镁铵肥结晶颗粒的粒度在100μm-1000μm；所述的母液的铵离子浓度为180-250g/L、镁离子浓度为30.0-50.0g/L、硫酸根浓度为600.0-900.0g/L。优选的，一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法,包括以下具体步骤：
将含铵离子为3.20g/L、镁离子为0.61g/L和硫酸根为11.0g/L，流量为50m3/h的洗涤水加压到0.6MPa，以35m/s的流速进入液固旋液分离器组，液固旋液分离器组将所述的洗涤水中含有的粒度较大的固体物质颗粒进行分离。自液固旋液分离器组出来的洗涤水首先进入容积为2.0m3的活性炭吸附罐，将其中的杂质进一步分离，然后再加压到0.68MPa后进入过滤面积为40m2板框过滤机，进一步将其中的细小固体颗粒滤出，得到精滤液。
所述的精滤液经加压后被打入到处理能力为60m3/h盐水量的一次膜浓缩反渗透膜净水装置，得到29.9m3/h一次膜分离净水和20.1m3/h含镁铵盐浓度较高的中浓度盐水。所述的一次膜分离净水总盐分含量为10mg/L，进入工艺用水储送槽；所述的中浓度盐水中铵离子浓度为7.85g/L、镁离子浓度为1.50g/L、硫酸根浓度为26.7g/L。所述的中浓度盐水加压后被打入二次膜浓缩反渗透膜净水装置，得到11.5m3/h的二次膜分离净水和8.6m3/h的高浓度盐水。所述的高浓度盐水中铵离子浓度为18.2g/L、镁离子浓度为3.5g/L、硫酸根浓度为62.4g/L。经两次膜分离后的洗涤水总浓缩比为5.81。所述的二次膜分离净水的总盐分含量为14mg/L，进入所述的工艺用水储送槽。
所述的8.6m3/h高浓度盐水与由离心机分离得到的0.76m3/h母液一起被打入MVR(机械压缩热泵)蒸发系统中进行蒸发操作。蒸发后获得0.75m3/h，处于90℃下近饱和状态的硫酸铵镁溶液，送入所述的结晶陈化器。MVR蒸发系统蒸发出来的蒸汽被压缩升压提温后作为蒸发的加热介质，然后冷凝下来得到8.2m3/h冷凝水直接送入所述的工艺用水储送槽。
所述的近饱和铵镁盐水被送入结晶陈化器中，在5.5小时的时间内被冷却至30℃。
经离心机分离后获得的720kg/h的硫酸镁铵肥结晶颗粒，其平均粒度为440μm，其中氮含量为17.3％，镁含量为4.2％，硫含量为25.4％；获得0.76m3/h的母液，其中铵离子浓度为200g/L、镁离子浓度为40.0g/L、硫酸根浓度为690.3g/L，母液被送回到MVR蒸发系统中进行循环利用。本发明与现有技术相比具有以下显著的优点：
1、本发明采用悬液分离+活性炭净化+板框过滤等多道工序，保证了反渗透膜分离的长期稳定运行。
2、本发明采用二次反渗透膜浓缩+MVR蒸发方法浓缩含盐废水，实现了低浓度盐水的低成本浓缩，获得的净水和蒸发蒸汽冷凝水进行了工艺回用，节约了水资源。同时，与传统的多效蒸发过程相比，本发明简化了生产工艺，节约生产成本50％以上。
3、本发明采用结晶陈化方法使得结晶颗粒大，容易过滤，硫酸铵镁肥含水量低，不经干燥就可以直接包装出售。
附图说明
图1为本发明的工艺流程图。
图中各部件标号说明：
图1中，1为洗涤水、2为母液、3为粗滤渣、4为精滤渣、5为一次膜分离净水、6为二次膜分离净水、7为蒸发冷凝水、8为硫酸铵镁肥。
具体实施方式
下面参照附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。
参见图1。标注一个最佳实施例---实施例1
实施例1
将含铵离子为3.20g/L、镁离子为0.61g/L和硫酸根为11.0g/L，流量为50m3/h的洗涤水(1)加压到0.6MPa，以35m/s的流速进入液固旋液分离器组，液固旋液分离器组将所述的洗涤水中含有的粒度较大的固体物质颗粒进行分离。自液固旋液分离器组出来的洗涤水首先进入容积为2.0m3的活性炭吸附罐，将其中的杂质进一步分离，然后再加压到0.68MPa后进入过滤面积为40m2板框过滤机，进一步将其中的细小固体颗粒滤出，得到精滤液。
所述的精滤液经加压后被打入到处理能力为60m3/h盐水量的一次膜浓缩反渗透膜净水装置，得到29.9m3/h一次膜分离净水和20.1m3/h含镁铵盐浓度较高的中浓度盐水。所述的一次膜分离净水总盐分含量为10mg/L，进入工艺用水储送槽；所述的中浓度盐水中铵离子浓度为7.85g/L、镁离子浓度为1.50g/L、硫酸根浓度为26.7g/L。所述的中浓度盐水加压后被打入二次膜浓缩反渗透膜净水装置，得到11.5m3/h的二次膜分离净水和8.6m3/h的高浓度盐水。所述的高浓度盐水中铵离子浓度为18.2g/L、镁离子浓度为3.5g/L、硫酸根浓度为62.4g/L。经两次膜分离后的洗涤水总浓缩比为5.81。所述的二次膜分离净水的总盐分含量为14mg/L，进入所述的工艺用水储送槽。
所述的8.6m3/h高浓度盐水与由离心机分离得到的0.76m3/h母液一起被打入MVR(机械压缩热泵)蒸发系统中进行蒸发操作。蒸发后获得0.75m3/h，处于90℃下近饱和状态的硫酸铵镁溶液，送入所述的结晶陈化器。MVR蒸发系统蒸发出来的蒸汽被压缩升压提温后作为蒸发的加热介质，然后冷凝下来得到8.2m3/h冷凝水直接送入所述的工艺用水储送槽。
所述的近饱和铵镁盐水被送入结晶陈化器中，在5.5小时的时间内被冷却至30℃。
经离心机分离后获得的720kg/h的硫酸镁铵肥结晶颗粒，其平均粒度为440μm，其中氮含量为17.3％，镁含量为4.2％，硫含量为25.4％；获得0.76m3/h的母液，其中铵离子浓度为200g/L、镁离子浓度为40.0g/L、硫酸根浓度为690.3g/L，母液被送回到MVR蒸发系统中进行循环利用。
实施例2
将含铵离子为2.80g/L、镁离子为0.58g/L和硫酸根为9.8g/L，流量为60m3/h的洗涤水加压到0.5MPa，以28m/s的流速进入液固旋液分离器组，液固旋液分离器组将所述洗涤水中含有的粒度较大的固体物质颗粒进行分离。自液固旋液分离器组出来的洗涤水首先进入容积为2.0m3的活性炭吸附罐，将其中的杂质进一步分离，然后再加压到0.55MPa进入过滤面积为40m2板框过滤机，进一步将其中的细小固体颗粒滤出，得到精滤液。
将所述的精滤液加压后打入到处理能力为80m3/h盐水量的一次膜浓缩反渗透膜净水装置，得到36.3m3/h一次膜分离净水和23.7m3/h含镁铵盐浓度较高的中浓度盐水。所述的一次膜分离净水总盐分含量为8.6mg/L，进入工艺用水储送槽；所述的中浓度盐水中铵离子浓度为7.0g/L、镁离子浓度为1.45g/L、硫酸根浓度为24.5g/L。将中浓度盐水加压后打入处理能力为30m3/h含盐水的二次膜浓缩反渗透膜净水装置，得到14.4m3/h的二次膜分离净水和9.3m3/h的高浓度盐水。所述的高浓度盐水中铵离子浓度为17.8g/L、镁离子浓度为3.69g/L、硫酸根浓度为62.2g/L。经两次膜分离后的洗涤水总浓缩比为6.47。所述的二次膜分离净水的总盐分含量为12.3mg/L，进入所述的工艺用水储送槽。
将9.3m3/h高浓度盐水与由离心机分离得到的0.81m3/h母液一起打入MVR(机械压缩热泵)蒸发系统中进行蒸发操作。蒸发后获得0.83m3/h，处于93℃下近饱和状态的硫酸铵镁溶液，送入所述的结晶陈化器。MVR蒸发系统出来的蒸汽被压缩升压提温后作为蒸发的加热介质，然后冷凝下来得到9.0m3/h冷凝水直接送入所述的工艺用水储送槽。
所述的近饱和铵镁盐水被送入结晶陈化器中，在6.5小时的时间内被冷却至30℃。
经离心机分离后获得的780kg/h的硫酸镁铵肥结晶颗粒，其平均粒度为760μm，其中氮含量为16.7％，镁含量为4.3％，硫含量为25.1％；获得0.81m3/h的母液，其中铵离子浓度为208g/L、镁离子浓度为42.0g/L、硫酸根浓度为722.3g/L，被送回到MVR蒸发系统中进行循环利用。
实施例3
洗涤水中含铵离子为3.80g/L、镁离子为0.77g/L和硫酸根为13.2g/L，流量为45m3/h的洗涤水被加压到0.6MPa，以23m/s的流速进入所述的液固旋液分离器组，液固旋液分离器组将所述的洗涤水中含有的粒度较大的固体物质颗粒进行分离。自液固旋液分离器组出来的洗涤水首先进入容积为2.0m3的活性炭吸附罐，将其中的杂质进一步分离，然后再加压到0.65MPa进入过滤面积为40m2板框过滤机，进一步将其中的细小固体颗粒滤出，得到精滤液。
将所述的精滤液经加压后打入到处理能力为60m3/h盐水量的一次膜浓缩反渗透膜净水装置，得到26.9m3/h一次膜分离净水和18.1m3/h含镁铵盐浓度较高的中浓度盐水。所述的一次膜分离净水总盐分含量为7.8mg/L，进入工艺用水储送槽；所述的中浓度盐水中铵离子浓度为9.3g/L、镁离子浓度为1.88g/L、硫酸根浓度为32.3g/L。将中浓度盐水加压后打入处理能力为30m3/h含盐水的二次膜浓缩反渗透膜净水装置，得到10.9m3/h的二次膜分离净水和7.2m3/h的高浓度盐水。所述的高浓度盐水中铵离子浓度为23.2g/L、镁离子浓度为4.70g/L、硫酸根浓度为80.7g/L。经两次膜分离后的洗涤水总浓缩比为6.23。所述的二次膜分离净水的总盐分含量为13mg/L，进入所述的工艺用水储送槽。
所述的7.2m3/h高浓度盐水与由离心机分离得到的0.78m3/h母液一起被打入MVR(机械压缩热泵)蒸发系统中进行蒸发操作。蒸发后获得0.79m3/h，处于92℃下近饱和状态的硫酸铵镁溶液，送入所述的结晶陈化器。MVR蒸发系统出来的蒸汽被压缩升压提温后作为蒸发的加热介质，然后冷凝下来得到6.3m3/h冷凝水直接送入所述的工艺用水储送槽。
所述的近饱和铵镁盐水被送入结晶陈化器中，在7.0小时的时间内被冷却至25℃。
经离心机分离后获得的772kg/h的硫酸镁铵肥结晶颗粒，其平均粒度为1060μm，其中氮含量为17.2％，镁含量为4.4％，硫含量为25.3％；获得0.78m3/h的母液，其中铵离子浓度为221g/L、镁离子浓度为44.5g/L、硫酸根浓度为767.3g/L，母液被送回到MVR蒸发系统中进行循环利用。
Claims (8)
1.一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，其特征在于按以下步骤进行：
a.洗涤水过滤除渣:
将含铵离子为1.0-4.0g/L、镁离子为0.4-0.8g/L和硫酸根为7.0-25.0g/L的洗涤水(1)加压打入粗过滤机中，将其中含有的较大固体颗粒物滤出，得到粗滤液和粗滤渣(3)，所述的粗滤渣(3)收集后集中处理；所述的粗滤液经过活性炭罐后被加压打入精过滤机，进一步将其中的细小固体颗粒滤出，得到精滤液和细滤渣(4)，所述的细滤渣(4)收集后集中处理；
b.膜分离浓缩:
将步骤a的精滤液加压后打入一次膜浓缩器；在一次膜浓缩器中，精滤液被分离成两股流体，其中一股为一次膜分离净水(5)，另一股为含镁、铵盐浓度较高的中浓度盐水；所述的一次膜分离净水(5)进入工艺用水储送槽；将所述的中浓度盐水加压后打入二次膜浓缩器；在二次膜浓缩器中，所述的中浓度盐水被分离成两股流体，其中一股为二次膜分离净水(6)，另一股为含镁、铵盐浓度更高的高浓度盐水；所述二次膜分离净水(6)进入工艺用水储送槽；
所述一次膜分离净水(5)和二次膜分离净水(6)的含盐总量小于15mg/L；
所述中浓度盐水中，铵离子浓度为4.0-10.0g/L、镁离子浓度为1.2-3.4g/L、硫酸根浓度为15.0-50.0g/L；
所述高浓度盐水中，铵离子浓度为15.0-25.0g/L、镁离子浓度为2.5-6.0g/L、硫酸根浓度为50.0-100.0g/L；
c.蒸发浓缩:
将所述步骤c的高浓度盐水送入MVR(机械压缩热泵)蒸发系统；在MVR蒸发系统中，高浓度盐水中的水分被进一步蒸发，其中蒸发出来的蒸汽在作为加热介质后成为蒸发冷凝水(7)进入工艺用水储送槽，水分蒸发后的盐水成为近饱和铵镁盐水；
d.冷却结晶:
将步骤c的近饱和铵镁盐水送入结晶陈化器中，通过分步骤地降温实现结晶颗粒的生成和陈化长大，获得含结晶颗粒浆液；
e.离心脱水和包装:
将步骤d的含结晶颗粒浆液分批次进入离心脱水机，所述含结晶颗粒浆液中的结晶颗粒和母液被分离，得到铵镁肥颗粒和母液(2)；将所述铵镁肥颗粒经包装机包装后获得氮含量为15.0-18.0％，镁含量为3.8-4.5％，硫含量为24.5-26.0％的硫酸铵镁肥产品(8)。
2.如权利要求1所述的一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，其特征是：
将所述步骤e中的母液(2)返回，与所述的高浓度盐水混合后一并被送入步骤c中的MVR(机械压缩热泵)蒸发系统，进行循环利用。
3.如权利要求1所述的一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，其特征是，
所述步骤a中的粗滤机是2-3个旋液分离器串联的液固旋液分离器组；将洗涤水加压到0.4MPa-0.8MPa后依此进入所述液固旋液分离器组中的旋液分离器；所述的洗涤水被加压后进入每一个旋液分离器入口管的流速为20m/s-50m/s。
4.如权利要求1所述的一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，其特征是，
所述步骤a中精滤机为板框压滤机，自所述的液固旋液分离器组出来的洗涤水首先经过活性炭罐，再加压到0.5MPa-0.8MPa后进入所述的板框压滤机。
5.如权利要求1所述的一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，其特征是，
所述步骤b中一次膜浓缩器和二次膜浓缩器均为反渗透膜净水装置及其配套设施；经过所述的一次膜浓缩器和二次膜浓缩器进行浓缩后，洗涤水的浓缩比控制在5.5-7.0。
6.如权利要求1所述的一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，其特征是，
所述步骤d中，在结晶陈化器中，所述的近饱和铵镁盐水在3.0-8.0小时时间内被冷却至25-30℃。
7.如权利要求1所述的一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，其特征是，
所述步骤e中，经离心机分离后获得的硫酸镁铵肥(8)结晶颗粒的粒度在100μm-1000μm；所述的母液(2)的铵离子浓度为180-250g/L、镁离子浓度为30.0-50.0g/L、硫酸根浓度为600.0-900.0g/L。
8.如权利要求1所述的一种碳化法氧化镁生产过程中洗涤水回收利用及副产镁铵肥的方法，其特征是，包括以下具体步骤：
将含铵离子为3.20g/L、镁离子为0.61g/L和硫酸根为11.0g/L，流量为50m3/h的洗涤水(1)加压到0.6MPa，以35m/s的流速进入液固旋液分离器组，液固旋液分离器组将所述的洗涤水中含有的粒度较大的固体物质颗粒进行分离。自液固旋液分离器组出来的洗涤水首先进入容积为2.0m3的活性炭吸附罐，将其中的杂质进一步分离，然后再加压到0.68MPa后进入过滤面积为40m2板框过滤机，进一步将其中的细小固体颗粒滤出，得到精滤液；
所述的精滤液经加压后被打入到处理能力为60m3/h盐水量的一次膜浓缩反渗透膜净水装置，得到29.9m3/h一次膜分离净水和20.1m3/h含镁铵盐浓度较高的中浓度盐水。所述的一次膜分离净水总盐分含量为10mg/L，进入工艺用水储送槽；所述的中浓度盐水中铵离子浓度为7.85g/L、镁离子浓度为1.50g/L、硫酸根浓度为26.7g/L。所述的中浓度盐水加压后被打入二次膜浓缩反渗透膜净水装置，得到11.5m3/h的二次膜分离净水和8.6m3/h的高浓度盐水。所述的高浓度盐水中铵离子浓度为18.2g/L、镁离子浓度为3.5g/L、硫酸根浓度为62.4g/L。经两次膜分离后的洗涤水总浓缩比为5.81。所述的二次膜分离净水的总盐分含量为14mg/L，进入所述的工艺用水储送槽；
所述的8.6m3/h高浓度盐水与由离心机分离得到的0.76m3/h母液一起被打入MVR(机械压缩热泵)蒸发系统中进行蒸发操作。蒸发后获得0.75m3/h，处于90℃下近饱和状态的硫酸铵镁溶液，送入所述的结晶陈化器，MVR蒸发系统蒸发出来的蒸汽被压缩升压提温后作为蒸发的加热介质，然后冷凝下来得到8.2m3/h冷凝水直接送入所述的工艺用水储送槽；
所述的近饱和铵镁盐水被送入结晶陈化器中，在5.5小时的时间内被冷却至30℃；
经离心机分离后获得的720kg/h的硫酸镁铵肥结晶颗粒，其平均粒度为440μm，其中氮含量为17.3％，镁含量为4.2％，硫含量为25.4％；获得0.76m3/h的母液，其中铵离子浓度为200g/L、镁离子浓度为40.0g/L、硫酸根浓度为690.3g/L，母液被送回到MVR蒸发系统中进行循环利用。
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Denomination of invention: A method for recycling washing water and by-product magnesium ammonium fertilizer in the production process of magnesium oxide by carbonization method Granted publication date: 20190917 Pledgee: China Construction Bank Corporation Guangzong Sub-branch Pledgor: HEBEI MEISHEN TECHNOLOGY CO.,LTD.|HEBEI MEITAI MEIZHI MATERIAL Co.,Ltd.|HEBEI XINGTAI METALLURGICAL MAGNESIUM INDUSTRY Co.,Ltd. Registration number: Y2024990000026 |
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