RU2759434C1

RU2759434C1 - Method for obtaining purified monoammonium phosphate from one stripped off extraction phosphoric acid

Info

Publication number: RU2759434C1
Application number: RU2021101058A
Authority: RU
Inventors: Владимир Михайлович Ронкин; Альфит Рафитович Бакиров; Алексей Григорьевич Демкин; Кирилл Викторович Фоменков; Валерий Владимирович Салайкин
Original assignee: Общество с ограниченной ответственностью "Химтехнология"
Priority date: 2021-01-19
Filing date: 2021-01-19
Publication date: 2021-11-12

Abstract

FIELD: chemical technology.

SUBSTANCE: invention relates to chemical technology and technology for producing mineral fertilizers, specifically to a method for producing purified monoammonium phosphate from one stripped off extraction phosphoric acid. The method includes dilution of the extraction phosphoric acid with water, sequential ammonization of this acid in several stages, filtration of the ammonized pulp with separation of impurity precipitate, evaporation of the filtered ammonium phosphate solution, crystallization of monoammonium phosphate by cooling the solution and separation of monoammonium phosphate crystals from the mother liquor by centrifugation followed by mother liquor together with impurity sludge for the production of complex fertilizers. The method is characterized in that the ammonization of the diluted extraction phosphoric acid is carried out sequentially in three stages in three successively installed ammonizers 5, 9 and 15, and at in the second and third stages in ammonizers 9 and 15, ammonization is carried out with gaseous ammonia 10 and 16 to pH 2.5-3.0 and 5.0-5.5, respectively, at a temperature of 60-90°С. At the second and third stages of ammonization, the initial streams 8 and 14 are mixed with the streams 11 and 17 circulating in the ammonizers 9 and 15 in a mass ratio of 1: (30-60) with a mass content of the solid phase in the circulating stream of 5-25% and a residence time 1-1.5 hours at each stage, followed by holding for 1-2 hours in tanks 12 and 18. After the third stage of ammonization, the ammonized slurry 20 is fed to the filtration stage 21, at which the impurity precipitate 22 is separated, and the filtered solution of ammonium phosphates 25 is evaporated into evaporator 26 to a mass concentration of monoammonium phosphate 45-55% at a temperature of 90-105°С. One stripped off solution 29 is fed for crystallization into crystallizer 30, cooled to 30-40°С and crystals of monoammonium phosphate 35 are separated by centrifugation. The mother liquor 36 is divided into two parts in the tank 39, the first part 6, which is 60-85% solution by weight, is fed to the first ammonization stage in the ammonizer 5, and the second part 23, together with the impurity precipitate 22, is fed to the production of complex fertilizers.

EFFECT: proposed method allows increasing the degree of use of raw materials, improve the quality of the finished product and reduce costs.

3 cl, 1 dwg, 1 ex

Description

Изобретение относится к химической технологии и к технологии получения минеральных удобрений. Оно может быть использовано для получения очищенного моноаммонийфосфата (МАФ).The invention relates to chemical technology and a technology for producing mineral fertilizers. It can be used to obtain purified monoammonium phosphate (MAF).

Очищенный моноаммонийфосфат является ценным азот и фосфор содержащим веществом, пригодным для применения в качестве продукта кормовой или технической квалификации. Вследствие требований, предъявляемых к указанным продуктам по содержанию вредных примесей, их надо производить из сырья высокой чистоты, такого, например, как термическая фосфорная кислоты. Однако эта кислота является очень дорогой и не производится в нашей стране. Поэтому в качестве сырья для получения очищенного МАФ используется экстракционная фосфорная кислота (ЭФК). При этом эту кислоту необходимо подвергать очистке от имеющихся в ее составе примесей с целью выполнения всех требований по ее качеству в готовом продукте. Кроме того, процесс получения МАФ должен быть эффективным и иметь минимальное потребление реагентов и энергозатрат. Поэтому актуальной задачей является снижение потребления реагентов и энергозатрат при получении очищенного МАФ при сохранении высокого качества продукта.Purified monoammonium phosphate is a valuable nitrogen and phosphorus-containing substance, suitable for use as a feed or technical grade product. Due to the requirements for these products in terms of the content of harmful impurities, they must be produced from raw materials of high purity, such as, for example, thermal phosphoric acid. However, this acid is very expensive and is not produced in our country. Therefore, extraction phosphoric acid (EPA) is used as a raw material for obtaining purified MAF. Moreover, this acid must be purified from the impurities present in its composition in order to fulfill all the requirements for its quality in the finished product. In addition, the process for obtaining LFA should be efficient and have a minimum consumption of reagents and energy costs. Therefore, an urgent task is to reduce the consumption of reagents and energy consumption when obtaining purified MAF while maintaining the high quality of the product.

Известен способ получения фосфатов аммония из экстракционной фосфорной кислоты, описанный в книге: Кочетков В.Н. Фосфорсодержащие удобрения. -М.: Химия, 1982. - С. 130-131. Способ включает двухстадийную аммонизацию разбавленной до 25-30% Р₂О₅ экстракционной фосфорной кислоты до рН 4-4,5, отделение выделившегося примесного осадка от аммонизированного раствора, с его последующим выпариванием, кристаллизацией из него моноаммонийфосфата при охлаждении, центрифугирование кристаллов и их сушки. При этом маточный раствор МАФ после отделения кристаллов смешивают с аммонизированным раствором перед выпариванием.There is a known method for producing ammonium phosphates from extraction phosphoric acid, described in the book: V.N. Kochetkov. Phosphorus fertilizers. -M .: Chemistry, 1982 .-- S. 130-131. The method includes two-stage ammonization of _{extraction phosphoric acid diluted to 25-30% P 2} O ₅ to pH 4-4.5, separation of the separated impurity precipitate from the ammonized solution, followed by evaporation, crystallization of mono-ammonium phosphate from it upon cooling, centrifugation of crystals and their drying ... In this case, the mother liquor of MAF, after separation of the crystals, is mixed with an ammoniated solution before evaporation.

Согласно этому способу, время пребывания аммонизированной пульпы в аммонизаторах составляет 1-1,5 часа, а температура в них 112-113°С. При этом в ходе аммонизации в осадок выпадают содержащиеся в ЭФК примеси фтора, железа, алюминия, кальция и др. Эти примеси после отделения от раствора направляются в производство сложных удобрений. Аммонизированный раствор, содержащий 19-21% Р₂О₅, концентрируют до 34-36% Р₂О₅, после чего направляют в охлаждаемый водой кристаллизатор, в котором раствор охлаждается до 18-20°С. При реализации данного способа в готовый продукт из ЭФК переходит 95% Р₂О₅, а в примесный осадок 5%. При этом получают продукционный МАФ, в котором содержится 60% P₂O₅ и 14,5% NH₃ (11,94% N).According to this method, the residence time of the ammonized pulp in the ammonizers is 1-1.5 hours, and the temperature in them is 112-113 ° C. At the same time, in the course of ammonization, the impurities of fluorine, iron, aluminum, calcium, etc. contained in the EPA precipitate. These impurities, after separation from the solution, are sent to the production of complex fertilizers. The ammoniated solution containing 19-21% P ₂ O ₅ is concentrated to 34-36% P ₂ O ₅ , and then sent to a water-cooled crystallizer, in which the solution is cooled to 18-20 ° C. When implementing this method, 95% of P ₂ O ₅ passes into the finished product from EPA, and 5% into the impurity precipitate. In this case, a production MAF is obtained, which contains 60% P ₂ O ₅ and 14.5% NH ₃ (11.94% N).

Недостатком известного способа является получение моноаммонийфосфата низкого качества. Об этом говорит то, что получаемый продукт содержит только 60% Р₂О₅ и 11,94% N, в то время как, согласно требований к очищенному МАФ, последний должен содержать не менее 61% Р₂О₅ и 12% N. Заниженное содержание как фосфора, так и азота говорит о том, что в составе продукта находится повышенное количество примесей, которые не удалось полностью отделить от аммонизированного раствора после аммонизации.The disadvantage of this method is the production of low quality monoammonium phosphate. This is evidenced by the fact that the resulting product contains only 60% Р ₂ О ₅ and 11.94% N, while, according to the requirements for purified MAF, the latter must contain at least 61% Р ₂ О ₅ and 12% N. The underestimated content of both phosphorus and nitrogen indicates that the product contains an increased amount of impurities that could not be completely separated from the ammoniated solution after ammonization.

Кроме того, недостатком известного способа, как показали анализы, является повышенное содержание фтора в получаемом моноаммонийфосфате, что не позволяет отнести его к категории очищенного и использовать как кормовой.In addition, the disadvantage of the known method, as shown by analyzes, is the increased content of fluorine in the resulting monoammonium phosphate, which does not allow it to be classified as purified and used as feed.

Недостатком известного способа также является накопление примесей в цикле получения кристаллического МАФ вследствие подачи маточного раствора на выпаривание. В результате этого происходит ухудшение качества продукта.The disadvantage of this method is also the accumulation of impurities in the cycle of obtaining crystalline MAF due to the supply of the mother liquor for evaporation. As a result, the quality of the product deteriorates.

Известен способ получения моноаммонийфосфата по авт.свид. СССР №571434, кл. С01В 25/28, 1974, заключающийся в аммонизации экстракционной фосфорной кислоты до рН 4,0-4,5, сгущении полученной пульпы, отделении выделившихся фосфатов полуторных металлов и упаривании полученного фильтрата. При этом полученную пульпу сгущают до Т:Ж=1:(3-4) и дополнительно аммонизируют до рН 5,0-5,5.There is a known method of obtaining monoammonium phosphate according to ed. USSR No. 571434, class. С01В 25/28, 1974, which consists in the ammonization of the extraction phosphoric acid to pH 4.0-4.5, thickening the resulting pulp, separating the released phosphates of one and a half metals and evaporating the resulting filtrate. In this case, the resulting pulp is thickened to T: W = 1: (3-4) and additionally ammonized to pH 5.0-5.5.

Примененное в данном способе сгущение аммонизированной пульпы до Т:Ж=1:(3-4) с дополнительной аммонизацией ее до рН 5,0-5,5 позволяют увеличить выделение примесей в осадок, что ведет к повышению качества готовой продукции.Used in this method, the thickening of the ammonized pulp to S: W = 1: (3-4) with additional ammonization to pH 5.0-5.5 allows you to increase the release of impurities in the sediment, which leads to an increase in the quality of the finished product.

Недостаток известного способа состоит в получении загрязненного примесями моноаммонийфосфата, в котором при общем содержании Р₂О₅ 61,1% содержится только 60,5% усвояемой Р₂О₅. При этом следует учитывать, что в очищенном МАФ весь фосфор должен находиться в усвояемом виде.The disadvantage of this method is to obtain contaminated with impurities monoammonium phosphate, in which with a total content of P ₂ O ₅ 61.1% contains only 60.5% of the assimilable P ₂ O ₅ . It should be borne in mind that in the purified MAF, all phosphorus must be in an assimilable form.

Известен способ получения кормового моноаммонийфосфата, описанный в книге: Кармышов В.Ф., Соболев Б.П., Носов В.Н. Производство и применение кормовых фосфатов. -М.: Химия, 1987. - С. 202-204. Согласно этому способу моноаммонийфосфат получают нейтрализацией суперфосфорной кислоты (СФК) аммиаком. Способ включает разбавление СФК водой при выдерживании в течение 1 часа при температуре 60-70°С, последовательную аммонизацию в три стадии разбавленной стоками абсорбции СФК аммиаком до мольного отношения NH₃:Н₃РО₄=0,55-0,75 (рН 1,6-2,2) при температуре не более 130°С. При этом вместе с аммиаком на каждую стадию подается воздух. После аммонизации аммонизированная пульпа поступает в барабанный аммонизатор-гранулятор, в который для дальнейшей аммонизации при 80-110°С до рН 3,8-5,0 подают аммиачную воду. Из аммонизатора-гранулятора гранулированный МАФ подается на сушку, после которой отводится в виде готового продукта.A known method of obtaining feed monoammonium phosphate, described in the book: Karmyshov V.F., Sobolev B.P., Nosov V.N. Production and use of feed phosphates. -M .: Chemistry, 1987 .-- S. 202-204. According to this method, monoammonium phosphate is obtained by neutralizing superphosphoric acid (SFC) with ammonia. The method includes dilution of SFA with water while keeping for 1 hour at a temperature of 60-70 ° C, sequential ammonization in three stages of the absorption of SFA by ammonia diluted with effluents to the molar ratio NH ₃ : H ₃ PO ₄ = 0.55-0.75 (pH 1 , 6-2.2) at a temperature not exceeding 130 ° C. At the same time, air is supplied to each stage together with ammonia. After ammonization, the ammoniated slurry enters the drum-granulator, into which ammonia water is fed for further ammonization at 80-110 ° C to pH 3.8-5.0. From the granulated ammonizer granulated MAF is fed to drying, after which it is discharged in the form of a finished product.

Согласно данного способа предварительная аммонизация СФК до рН 1,6-2,2 проводится в три стадии. Причем разбавленная СФК вместе с разбавленной стоками абсорбции СФК и аммиаком подается на каждую стадию. При этом в осадок выделяются примеси железа, алюминия, сульфатов, фтора и др. Однако указанные примеси находятся в составе аммонизированной пульпы, которую направляют на дальнейшую переработку в готовый продукт. То есть данные примеси остаются в составе готового продукта. Это является очень серьезным недостатком известного способа.According to this method, preliminary ammonization of SFC to pH 1.6-2.2 is carried out in three stages. Moreover, the diluted SFC together with the diluted SFC absorption effluent and ammonia is fed to each stage. In this case, impurities of iron, aluminum, sulfates, fluorine, etc. are precipitated. However, these impurities are in the composition of the ammonized pulp, which is sent for further processing into a finished product. That is, these impurities remain in the finished product. This is a very serious disadvantage of the known method.

Другим недостатком известного способа является недостаточное содержание Р₂О₅ в готовом МАФ - 55±1%, в то время как согласно требований к очищенному МАФ, в нем должно содержаться не менее 61% Р₂О₅, т.е. получаемый продукт имеет низкое качество. Причина этого заключается в нестабильности ведения процесса окончательной аммонизации в аммонизаторе-грануляторе.Another disadvantage of the known method is the insufficient content of P ₂ O ₅ in the finished MAF - 55 ± 1%, while according to the requirements for the purified MAF, it must contain at least 61% of P ₂ O ₅ , i.e. the resulting product is of poor quality. The reason for this is the instability of the final ammonization process in the ammonization granulator.

Наиболее близким по технической сущности к предлагаемому решению является способ получения пищевых фосфатов аммония из упаренной экстракционной фосфорной кислоты по патенту РФ №2368567, кл. С01В 25/28, 2008, который принят в качестве прототипа. Способ включает нейтрализацию экстракционной фосфорной кислоты аммиаком, кристаллизацию фосфата аммония из аммонийфосфатного раствора, отделение кристаллов от маточных растворов с утилизацией последних. В известном способе упаренную экстракционную фосфорную кислоту разбавляют до концентрации 23-25% Р₂О₅, вводят в нее углекислый кальций при соотношении СаО/Р₂О₅=(0,03-0,05): 1, затем полученную смесь нейтрализуют в две стадии, сначала до рН 1,6-2,0, затем до рН 4,2-4,5, образующуюся пульпу фильтруют с отделением аммонийфосфатного раствора, кристаллизуют моноаммонийфосфат, кристаллы, отделенные от маточного раствора, растворяют в воде и раствор упаривают, полученный очищенный аммонийфосфатный раствор разделяют на два потока, один из которых направляют на получение моноаммонийфосфата кристаллизацией, а второй доаммонизируют до получения диаммонийфосфата (ДАФ), упаривают и отделяют кристаллы диаммонийфосфата. Согласно известному способу для аммонизации может быть использована аммиачная вода, а разделение очищенного аммонийфосфатного раствора на потоки проводится в зависимости от потребности в конкретном фосфате аммония. При этом утилизацию маточного раствора, отделенного на стадии первичной кристаллизации моноаммонийфосфата, осуществляют путем его смешения с осадком примесей, полученным после фильтрации пульпы с рН 4,2-4,5.The closest in technical essence to the proposed solution is a method for producing food ammonium phosphates from one stripped off extraction phosphoric acid according to RF patent No. 2368567, class. С01В 25/28, 2008, which was adopted as a prototype. The method includes neutralization of extraction phosphoric acid with ammonia, crystallization of ammonium phosphate from an ammonium phosphate solution, separation of crystals from mother liquors with utilization of the latter. In the known method, one stripped off extraction phosphoric acid is diluted to a concentration of 23-25% P ₂ O ₅ , calcium carbonate is introduced into it at a ratio of CaO / P ₂ O ₅ = (0.03-0.05): 1, then the resulting mixture is neutralized in two stages, first to pH 1.6-2.0, then to pH 4.2-4.5, the resulting pulp is filtered with the separation of the ammonium phosphate solution, monoammonium phosphate crystallizes, the crystals separated from the mother liquor are dissolved in water and the solution is evaporated, the resulting purified ammonium phosphate solution is divided into two streams, one of which is directed to obtain monoammonium phosphate by crystallization, and the second is preammonized to obtain diammonium phosphate (DAP), evaporated and crystals of diammonium phosphate are separated. According to the known method, ammonia water can be used for ammonization, and the separation of the purified ammonium phosphate solution into streams is carried out depending on the need for a specific ammonium phosphate. In this case, the utilization of the mother liquor separated at the stage of primary crystallization of monoammonium phosphate is carried out by mixing it with the precipitate of impurities obtained after filtering the pulp with a pH of 4.2-4.5.

Указанный способ позволяет получать фосфаты аммония, в том числе и МАФ пищевой квалификации, т.е. высокой чистоты. Однако для этого необходимо получать МАФ путем растворения кристаллов и дальнейшей перекристаллизации. При этом для очистки целевого продукта от фтора при аммонизации ЭФК в нее вводят углекислый кальций. Кроме того, из процесса получения фосфатов аммония выводят маточный раствор после отделения от него кристаллов МАФ. Таким образом исключается накопление вредных примесей (мышьяк, свинец, кадмий и ртуть) в перерабатываемых растворах, а, следовательно, и в готовом продукте.This method makes it possible to obtain ammonium phosphates, including food grade MAF, i.e. high purity. However, for this it is necessary to obtain MAF by dissolving crystals and further recrystallization. At the same time, calcium carbonate is introduced into it to purify the target product from fluorine during the ammonization of EPA. In addition, the mother liquor is removed from the ammonium phosphate production process after the MAF crystals are separated from it. This eliminates the accumulation of harmful impurities (arsenic, lead, cadmium and mercury) in the processed solutions, and, consequently, in the finished product.

Необходимо также отметить, что в способе-прототипе применена двухстадийная аммонизация ЭФК с целью улучшения качества выделяющегося из раствора примесного осадка и улучшения его фильтрации. При этом конечное значение рН 4,2-4,5 на второй стадии аммонизации выбрано, исходя из того, чтобы в нем было максимально наличие МАФ и минимально ДАФ для исключения потерь аммиака при последующем выпаривании раствора.It should also be noted that in the prototype method, a two-stage ammonization of EPA is used in order to improve the quality of the impurity precipitate released from the solution and improve its filtration. In this case, the final pH value of 4.2-4.5 at the second stage of ammonization was chosen based on the fact that it had the maximum presence of MAF and minimum DAP in order to eliminate the loss of ammonia during the subsequent evaporation of the solution.

Недостаток известного способа, вызванный высокими требованиями к чистоте продукта, состоит в невысокой степени использования исходной ЭФК, т.к. большая часть маточного раствора после растворения МАФ выводится из процесса получения фосфатов аммония вместе с примесным осадком на получение сложных удобрений.The disadvantage of the known method, caused by high requirements for the purity of the product, is the low degree of use of the original EPA, since After dissolution of MAF, most of the mother liquor is removed from the process of obtaining ammonium phosphates together with impurity sediment for obtaining complex fertilizers.

Другим недостатком известного способа является недостаточное качество получаемого МАФ по содержанию Р₂О₅ (менее 61%) и N (менее 12% или по NH₃ менее 14,6%), в то время как согласно требований к очищенному МАФ, содержанию в нем Р₂О₅ должно быть более 61%, а содержание N - более 12%. Указанные концентрации фосфора и азота в МАФ, полученном согласно известному способу, говорят о том, что вместе с МАФ происходит выделение некоторого количества сульфата аммония. При этом наличие сульфата аммония снижает общее содержание МАФ в готовом продукте, которое, на основании требований к очищенному МАФ, должно быть не менее 99%. В получаемом же согласно известному способу продукте содержание МАФ составляет только 97,8-98,5%.Another disadvantage of the known method is the insufficient quality of the obtained MAF in terms of the content of P ₂ O ₅ (less than 61%) and N (less than 12% or _{less than 14.6% in NH 3} ), while according to the requirements for the purified MAF, the content in it Р ₂ О ₅ should be more than 61%, and the N content - more than 12%. The indicated concentrations of phosphorus and nitrogen in MAF obtained according to the known method indicate that, together with MAF, a certain amount of ammonium sulfate is released. At the same time, the presence of ammonium sulfate reduces the total content of MAF in the finished product, which, based on the requirements for purified MAF, should be at least 99%. In the product obtained according to the known method, the MAF content is only 97.8-98.5%.

Недостаток известного способа состоит также в том, что при добавлении углекислого кальция в перерабатываемую ЭФК при ее аммонизации происходит вспенивание раствора, что значительно усложняет ведение процесса, требует дополнительных объемов реакционного оборудования и замедляет проведение данной операции.The disadvantage of the known method also consists in the fact that when adding calcium carbonate to the processed EPA during its ammonization, foaming of the solution occurs, which significantly complicates the process, requires additional volumes of reaction equipment and slows down this operation.

Кроме того, недостатком известного способа является введение в процесс получения фосфатов аммония дополнительного кальция, который впоследствии приходится выводить из раствора для обеспечения предъявляемых к продуктам требований по их чистоте.In addition, the disadvantage of the known method is the introduction of additional calcium into the production of ammonium phosphates, which subsequently has to be removed from the solution to ensure the requirements for the products for their purity.

Анализ известных решений и их недостатков дал возможность авторам предложить способ получения очищенного моноаммонийфосфата из упаренной экстракционной фосфорной кислоты, реализация которого позволит достигнуть желаемого технического результата - увеличения степени использования исходного сырья, улучшения качества готового продукта и снижения затрат. Для этого необходимо решить главную задачу: добиться наиболее полного выделения примесей из ЭФК в осадок при минимальном их попадании в готовый продукт.Analysis of the known solutions and their shortcomings made it possible for the authors to propose a method for obtaining purified monoammonium phosphate from one stripped off extraction phosphoric acid, the implementation of which will allow to achieve the desired technical result - to increase the degree of use of the feedstock, improve the quality of the finished product and reduce costs. To do this, it is necessary to solve the main problem: to achieve the most complete separation of impurities from the EPA into the sediment with their minimum penetration into the finished product.

Для решения поставленной технической задачи заявляется способ получения очищенного моноаммонийфосфата из упаренной экстракционной фосфорной кислоты, включающий разбавление экстракционной фосфорной кислоты водой, последовательную аммонизацию этой кислоты в несколько стадий, фильтрацию аммонизированной пульпы с отделением примесного осадка, выпаривание отфильтрованного раствора фосфатов аммония, кристаллизацию моноаммонийфосфата путем охлаждения раствора и отделение кристаллов моноаммонийфосфата от маточного раствора центрифугированием, с последующей сушкой и подачей маточного раствора вместе с примесным осадком на производство сложных удобрений. Новым в заявляемом способе является то, что аммонизацию разбавленной экстракционной фосфорной кислоты проводят последовательно в три стадии, причем на первой стадии аммонизации кислоту аммонизируют маточным раствором до рН 0,5-1,0, на второй и третьей стадиях аммонизацию ведут газообразным аммиаком до рН 2,5-3,0 и 5,0-5,5 соответственно при температуре 60-90°С, причем на второй и третьей стадиях аммонизации исходный поток смешивается с циркулирующим в массовом соотношении 1:(30-60) при массовом содержании твердой фазы в циркулирующем потоке 5-25% и при времени пребывания 1-1,5 часа на каждой стадии с последующей выдержкой 1-2 часа, выпаривание ведут до массовой концентрации моноаммонийфосфата 45-55% при температуре 90-105°С, при кристаллизации моноаммонийфосфата раствор охлаждают до 30-40°С, а маточный раствор делят на две части, 60-85% раствора по массе подают на первую стадию аммонизации, а оставшуюся часть, вместе с примесным осадком на производство сложных удобрений. При этом в заявленном способе на первой ступени аммонизации исходный поток экстракционной фосфорной кислоты смешивается с циркулирующим в соотношении 1:(5-10) по массе при времени смешения 0,5-1 час. Кроме того, в заявленном способе при кристаллизации моноаммонийфосфата раствор охлаждают через теплопередающую поверхность.To solve the technical problem posed, a method for obtaining purified monoammonium phosphate from one stripped off extraction phosphoric acid is claimed, including diluting the extraction phosphoric acid with water, sequential ammonization of this acid in several stages, filtration of ammonized pulp with separation of impurity sediment, evaporation of the filtered ammonium phosphate solution, crystallization of monoammonium phosphate solution by cooling and separation of crystals of monoammonium phosphate from the mother liquor by centrifugation, followed by drying and feeding the mother liquor together with the impurity sediment for the production of complex fertilizers. New in the claimed method is that the ammonization of the diluted extraction phosphoric acid is carried out sequentially in three stages, and in the first stage of ammonization, the acid is ammonized with the mother solution to pH 0.5-1.0, in the second and third stages, ammonization is carried out with gaseous ammonia to pH 2 , 5-3.0 and 5.0-5.5, respectively, at a temperature of 60-90 ° C, and at the second and third stages of ammonization, the initial stream is mixed with the circulating stream in a mass ratio of 1: (30-60) at a mass content of the solid phase in the circulating stream 5-25% and with a residence time of 1-1.5 hours at each stage, followed by exposure for 1-2 hours, evaporation is carried out to a mass concentration of monoammonium phosphate 45-55% at a temperature of 90-105 ° C, during crystallization of monoammonium phosphate solution cooled to 30-40 ° C, and the mother liquor is divided into two parts, 60-85% solution by weight is fed to the first stage of ammonization, and the rest, together with impurity sediment, to the production of complex fertilizers. In this case, in the claimed method, at the first stage of ammonization, the initial stream of extraction phosphoric acid is mixed with the circulating one in a ratio of 1: (5-10) by weight at a mixing time of 0.5-1 hour. In addition, in the claimed method, during the crystallization of monoammonium phosphate, the solution is cooled through a heat transfer surface.

Заявляемое изобретение отвечает всем критериям патентоспособности. Заявляемый способ получения способ получения очищенного моноаммонийфосфата из упаренной экстракционной фосфорной кислоты является новым, т.к. из уровня техники не известны решения с такой же совокупностью существенных признаков, о чем свидетельствует приведенный выше анализ аналогов.The claimed invention meets all the criteria of patentability. The inventive method of obtaining a method of obtaining purified monoammonium phosphate from one stripped off extraction phosphoric acid is new, because no solutions are known from the prior art with the same set of essential features, as evidenced by the above analysis of analogs.

Способ получения очищенного моноаммонийфосфата из упаренной экстракционной фосфорной кислоты имеет изобретательский уровень, т.к. для специалиста он явным образом не следуют из известного уровня техники. Ни одно из выявленных технических решений не имеет признаков, совпадающих с отличительными признаками заявляемого решения.The method of obtaining purified monoammonium phosphate from one stripped off extraction phosphoric acid has an inventive step, since for a person skilled in the art, it does not follow explicitly from the prior art. None of the identified technical solutions have features that match the distinctive features of the proposed solution.

Изобретение промышленно применимо и может быть использовано в химической технологии и в технологии получения минеральных удобрений для получения моноаммонийфосфата. Все признаки изобретения выполнимы и воспроизводимы. Они используются для достижения ожидаемого технического результата в полном объеме.The invention is industrially applicable and can be used in chemical technology and in the technology of obtaining mineral fertilizers to obtain monoammonium phosphate. All features of the invention are feasible and reproducible. They are used to achieve the expected technical result in full.

Далее рассмотрим подробнее необходимость и достаточность для достижения желаемого технического результата - увеличения степени использования исходного сырья, улучшения качества готового продукта и снижения затрат как каждого из отличительных признаков заявленного решения, так и всей совокупности.Next, we will consider in more detail the need and sufficiency to achieve the desired technical result - to increase the degree of use of raw materials, improve the quality of the finished product and reduce the costs of both each of the distinctive features of the claimed solution and the entire set.

Заявленная совокупность признаков предлагаемых технических решений позволяет получить очищенный МАФ из упаренной ЭФК с высоким содержанием целевого продукта (не менее 99%) и низким содержанием примесей. При этом высокая степень использования исходного сырья, а также реагентов позволяет снизить затраты на получение продукта.The stated set of features of the proposed technical solutions allows you to obtain purified MAF from one stripped off EPA with a high content of the target product (not less than 99%) and a low content of impurities. At the same time, a high degree of use of raw materials, as well as reagents, allows you to reduce the cost of obtaining a product.

Заявленные в предлагаемом техническом решении условия ведения процесса аммонизации: последовательная трехстадийная аммонизация с рН 0,5-1,0 на первой стадии при аммонизации разбавленной ЭФК маточным раствором после отделения кристаллов МАФ, с дальнейшей аммонизацией газообразным аммиаком до рН 2,5-3,0 на второй стадии и до рН 5,0-5,5 на третьей стадии при температуре 60-90°С и смешении исходного потока с циркулирующим в массовом соотношении 1:(30-60) на второй и третьей стадиях аммонизации при массовом содержании твердой фазы в циркулирующем потоке 5-25% и при времени пребывания 1-1,5 часа на каждой стадии с последующей выдержкой 1-2 часа позволяет выделить в примесный осадок наибольшее количество примесей, содержащихся в исходной ЭФК. Вследствие этого готовый продукт имеет низкое содержание примесей. Дальнейшее выпаривание аммонизированного раствора до массовой концентрации МАФ 45-55% при температуре 90-105°С и с последующей кристаллизацией МАФ из раствора при охлаждении до 30-40°С дают возможность получать очищенный МАФ из ЭФК с высоким содержанием целевого продукта (не менее 99%). Деление маточного раствора после отделения кристаллов МАФ центрифугированием на две части с подачей 60-85% по массе на первую стадию аммонизации ЭФК, а оставшейся части на производство сложных удобрений приводит к увеличению степени использования исходного сырья, а также снижению затрат на получение готового продукта. К увеличению выделения примесей из исходной ЭФК ведет также смешение исходного потока разбавленной ЭФК на первой стадии аммонизации с циркулирующим в соотношении 1:(5-10) по массе при времени смешения 0,5-1 час. Увеличению содержания целевого продукта (не менее 99%) в очищенном МАФ, полученном из ЭФК, приводит также то, что при кристаллизации МАФ упаренный раствор фосфатов аммония охлаждают через теплопередающую поверхность.The conditions for conducting the ammonization process stated in the proposed technical solution: sequential three-stage ammonization with pH 0.5-1.0 at the first stage during ammonization of diluted EPA with mother solution after separation of MAF crystals, with further ammonization with gaseous ammonia to pH 2.5-3.0 at the second stage and up to pH 5.0-5.5 at the third stage at a temperature of 60-90 ° C and mixing the initial flow with the circulating one in a mass ratio of 1: (30-60) at the second and third stages of ammonization at the mass content of the solid phase in the circulating stream 5-25% and with a residence time of 1-1.5 hours at each stage, followed by holding for 1-2 hours, it allows to isolate the largest amount of impurities contained in the original EPA into the impurity precipitate. As a result, the finished product has a low content of impurities. Further evaporation of the ammonized solution to a mass concentration of MAF of 45-55% at a temperature of 90-105 ° C and with the subsequent crystallization of MAF from the solution upon cooling to 30-40 ° C makes it possible to obtain purified MAF from EPA with a high content of the target product (at least 99 %). The division of the mother liquor after separation of the MAF crystals by centrifugation into two parts with the supply of 60-85% by weight to the first stage of EPA ammonization, and the remaining part for the production of complex fertilizers, leads to an increase in the degree of use of the feedstock, as well as to a decrease in the cost of obtaining the finished product. An increase in the release of impurities from the initial EPA is also led by the mixing of the initial stream of diluted EPA at the first stage of ammonization with the circulating one in a ratio of 1: (5-10) by weight with a mixing time of 0.5-1 hour. An increase in the content of the target product (not less than 99%) in the purified MAF obtained from EPA is also caused by the fact that, during the crystallization of MAF, the one stripped off solution of ammonium phosphates is cooled through the heat transfer surface.

Применение последовательной трехстадийной аммонизации разбавленной ЭФК позволяет поэтапно выделить в примесный осадок различные примеси, содержащиеся в кислоте. При этом заявленные значения рН по стадиям, равные 0,5-1,0 на первой, 2,5-3,0 на второй и 5,0-5,5 на третьей стадии, дают возможность выделить в осадок вредные примеси различных соединений с получением в конечном итоге очищенного аммонизированного раствора, являющегося сырьем для выпуска очищенного МАФ в соответствии с предъявляемыми к нему требованиями.The use of sequential three-stage ammonization of dilute EPA makes it possible to gradually isolate various impurities contained in the acid into the impurity precipitate. At the same time, the declared pH values in stages, equal to 0.5-1.0 at the first, 2.5-3.0 at the second and 5.0-5.5 at the third stage, make it possible to precipitate harmful impurities of various compounds with ultimately obtaining a purified ammonized solution, which is a raw material for the release of purified MAF in accordance with the requirements imposed on it.

Причем, предлагаемый в заявленном способе признак, заключающийся в последовательной трехстадийной аммонизации кислоты, отличается от известного приема, описанного в книге: Кармышов В.Ф. и др. Производство и применение кормовых фосфатов. -М.: Химия, 1987. - С. 202-204. Одно из отличий состоит в том, что в известном приеме в трехстадийном каскаде реакторов-аммонизаторов ведется только предварительная аммонизация экстракционной фосфорной кислоты до рН 1,6-2,2, ведущая к неполному осаждению примесей из кислоты, тогда как в заявленном способе в таком же каскаде последовательно проводится полностью весь процесс аммонизации до конечного значения рН 5,0-5,5. При этом согласно известному приему, из кислоты в осадок выделяется только часть примесей, в то время как по заявленному способу в осадок из кислоты выделяются все примеси. Другое отличие состоит в том, что по известному способу на каждую стадию аммонизации, помимо аммиака, подается разбавленная СФК вместе с кислотой, разбавленной стоками абсорбции СФК, т.е. на каждой из стадий процесс аммонизации происходит от исходной кислоты до заданного значения рН. Согласно заявленному способу аммонизация исходной кислоты ведется лишь на первой стадии, а на остальных стадиях происходит аммонизация уже предварительно аммонизированного раствора от значения рН на предыдущей стадии до конечного значения рН на данной стадии. Результатом этого является то, что по известному способу выделившийся осадок примесей остается вместе с аммонизированным раствором в пульпе, а затем в конечном продукте, тогда как в заявленном способе выделившийся осадок примесей отфильтровывается от раствора и выводится из цикла. То есть заявленная последовательная аммонизация от начальных до конечных значений рН позволяет получить хорошофильтруемый осадок примесей, и, в результате, получить очищенный МАФ требуемой чистоты.Moreover, the feature proposed in the claimed method, consisting in a sequential three-stage ammonization of the acid, differs from the known method described in the book: V.F. Karmyshov. and others. Production and use of feed phosphates. -M .: Chemistry, 1987 .-- S. 202-204. One of the differences is that in the known method in a three-stage cascade of ammonizing reactors, only preliminary ammonization of the extraction phosphoric acid is carried out to pH 1.6-2.2, leading to incomplete precipitation of impurities from the acid, while in the claimed method in the same the cascade sequentially carries out the entire ammonization process to a final pH value of 5.0-5.5. In this case, according to the known technique, only a part of the impurities is precipitated from the acid, while according to the claimed method, all the impurities are precipitated from the acid. Another difference is that according to the known method, in addition to ammonia, diluted SFC is supplied to each stage of ammonization together with acid diluted with SFC absorption effluents, i.e. at each stage, the ammonization process proceeds from the original acid to a given pH value. According to the claimed method, the ammonization of the original acid is carried out only in the first stage, and in the remaining stages, the ammonization of the already preliminarily ammonized solution occurs from the pH value at the previous stage to the final pH value at this stage. The result of this is that according to the known method, the precipitated impurity precipitate remains together with the ammonized solution in the pulp, and then in the final product, while in the claimed method the precipitated impurity precipitate is filtered from the solution and removed from the cycle. That is, the claimed sequential ammonization from initial to final pH values makes it possible to obtain a well-filterable precipitate of impurities, and, as a result, to obtain a purified MAF of the required purity.

Проведение первой стадии аммонизации разбавленной ЭФК при нейтрализации ее маточным раствором при рН 0,5-1,0 (что соответствует мольному отношению NH₃/Н₃РО₄=0,15-0,3) позволяет присутствующим в составе кислоты соединениям кальция, железа и алюминия, а также фтора при взаимодействии с маточным раствором фосфатов аммония, перейти в формы, которые лучше выделяются в осадок на последующих стадиях аммонизации. Эти соединения при дальнейшей аммонизации выделяются в осадок в виде хорошо структурируемых частиц, которые достаточно хорошо отделяются от раствора при фильтрации. При этом если рН аммонизированного на первой стадии кислоты менее 0,5, это означает, что на нейтрализацию ЭФК подано недостаточное количество маточного раствора, что ведет к снижению степени использования исходной ЭФК. В этом случае недостаточное количество примесей перейдет в формы, которые лучше выделяются в осадок, что ведет к снижению качества готового продукта. Если же рН раствора более 1,0, то из раствора начинает выделяться мелкодисперсная твердая фаза, которая в дальнейшем не увеличивается в размерах и затрудняет фильтрацию раствора от примесного осадка, т.е. ведет к ухудшению качества продукционного МАФ.Carrying out the first stage of ammonization of diluted EPA while neutralizing it with mother liquor at pH 0.5-1.0 (which corresponds to the molar ratio NH ₃ / H ₃ PO ₄ = 0.15-0.3) allows calcium and iron compounds present in the acid composition and aluminum, as well as fluorine, when interacting with the mother liquor of ammonium phosphates, go into forms that are better precipitated in the subsequent stages of ammonization. During further ammonization, these compounds precipitate in the form of well-structured particles, which are fairly well separated from the solution during filtration. In this case, if the pH of the acid ammoniated in the first stage is less than 0.5, this means that an insufficient amount of mother liquor was supplied to neutralize the EPA, which leads to a decrease in the degree of use of the initial EPA. In this case, an insufficient amount of impurities will transform into forms that are better precipitated, which leads to a decrease in the quality of the finished product. If the pH of the solution is more than 1.0, then a finely dispersed solid phase begins to stand out from the solution, which does not increase in size further and complicates the filtration of the solution from the impurity precipitate, i.e. leads to a deterioration in the quality of the production LFA.

При этом смешение исходного потока ЭФК с циркулирующим на первой стадии аммонизации в соотношении 1:(5-10) по массе при времени смешения 0,5-1 час дает возможность хорошо подготовить аммонизируемый раствор для последующих стадий аммонизации и обеспечить получение хорошо фильтруемого осадка для максимального выделения примесей из ЭФК. Как показали проведенные лабораторные исследования, соблюдение указанных условий позволяет повысить скорость фильтрации примесного осадка на 20-30% по сравнению с прототипом. Смешение исходного потока ЭФК с меньшим, чем 5 количеством раствора, циркулирующего на первой стадии, ведет к снижению скорости фильтрации примесного осадка и к проскоку мелких его частиц в отфильтрованный раствор, что ведет к ухудшению качества готового продукта. Если же количество циркулирующего раствора более, чем в 10 раз превышает поток исходной ЭФК, то происходит необоснованное увеличение потребления электроэнергии при практически неизменной скорости фильтрации примесного осадка. Для выполнения условий, по переходу указанных выше соединений в формы, обеспечивающие получение хорошо фильтруемого осадка и очищенного раствора, необходимо, чтобы время смешения исходного потока ЭФК с циркулирующим на первой стадии раствором составляло бы 0,5-1 час. При меньшем, чем 0,5 часа времени смешения в аммонизированном растворе после отделения осадка примесей остается повышенное количество примесей, что ведет к снижению качества продукционного МАФ. Если же время смешения ЭФК с циркулирующим раствором превысит 1 час, то для этого потребуется больший объем реакционного оборудования, что ведет к необоснованному увеличению капзатрат.At the same time, mixing the initial stream of EPA with the ammonization circulating at the first stage in a ratio of 1: (5-10) by weight with a mixing time of 0.5-1 hour makes it possible to prepare the ammonized solution well for subsequent ammonization stages and ensure the production of a well-filterable precipitate for maximum separation of impurities from EPA. As shown by the laboratory studies, compliance with these conditions can increase the filtration rate of impurity sediment by 20-30% compared to the prototype. Mixing the initial stream of EPA with less than 5 amount of the solution circulating in the first stage leads to a decrease in the filtration rate of the impurity precipitate and to the breakthrough of its small particles into the filtered solution, which leads to a deterioration in the quality of the finished product. If the amount of the circulating solution is more than 10 times higher than the flow of the initial EPA, then there is an unreasonable increase in electricity consumption at a practically unchanged filtration rate of the impurity precipitate. To fulfill the conditions for the transition of the above compounds into forms that provide a well-filterable precipitate and a purified solution, it is necessary that the mixing time of the initial EPA stream with the solution circulating in the first stage be 0.5-1 hour. With less than 0.5 hour mixing time in the ammonized solution after separation of the precipitate of impurities, an increased amount of impurities remains, which leads to a decrease in the quality of the production MAF. If the time of mixing the EPA with the circulating solution exceeds 1 hour, then this will require a larger volume of reaction equipment, which leads to an unreasonable increase in capex.

Согласно заявленному способу на второй и третьей стадиях аммонизации кислоты ее ведут с помощью газообразного аммиака соответственно при рН 2,5-3,0 и рН 5,0-5,5. Указанные значения рН на второй и третьей стадиях аммонизации при отмеченных выше условиях проведения аммонизации на первой стадии, позволяют выделить из аммонизированного раствора в примесный осадок наибольшее количество примесей и получить продукционный очищенный МАФ высокого качества. При этом заявленное значение рН 2,5-3,0 (мольное отношение NH₃/H₃PO₄=0,8-0,9) на второй стадии аммонизации ведет к выделению в примесный осадок соединений железа, алюминия, кремния и др. Значение рН 5,0-5,5 (мольное отношение NH₃/H₃PO₄=1,1-1,2) на третьей стадии аммонизации позволяет максимально выделить в примесный осадок соединения фтора, которые присутствуют в ЭФК. Следствием изложенного является получение очищенного МАФ высокого качества.According to the claimed method, in the second and third stages of acid ammonization, it is carried out using gaseous ammonia, respectively, at pH 2.5-3.0 and pH 5.0-5.5. The indicated pH values at the second and third stages of ammonization under the above-mentioned conditions for carrying out ammonization at the first stage make it possible to isolate the largest amount of impurities from the ammonized solution into the impurity precipitate and obtain a high-quality product purified MAF. In this case, the declared pH value of 2.5-3.0 (molar ratio NH ₃ / H ₃ PO ₄ = 0.8-0.9) at the second stage of ammonization leads to the release of iron, aluminum, silicon, etc. compounds into the impurity precipitate. The pH value of 5.0-5.5 (molar ratio NH ₃ / H ₃ PO ₄ = 1.1-1.2) at the third stage of ammonization allows the maximum separation of fluorine compounds, which are present in the EPA, into the impurity precipitate. The consequence of the above is to obtain a high quality purified MAF.

При понижении значения рН на второй стадии аммонизации менее 2,5 происходит недовыделение соединений железа, алюминия кремния и др. из ЭФК и большее их присутствие в аммонизированном растворе, т.е. ухудшение качества продукционного МАФ. Если же рН раствора превысит 3,0, то вместе с примесным осадком начинает выделяться МАФ, вследствие чего происходят потери продукта, т.е. увеличение затрат на его получение.With a decrease in the pH value at the second stage of ammonization less than 2.5, there is an under-release of compounds of iron, aluminum, silicon, etc. from EPA and their greater presence in the ammonized solution, i.e. deterioration in the quality of production LFA. If the pH of the solution exceeds 3.0, then MAF begins to precipitate together with the impurity precipitate, as a result of which product losses occur, i.e. an increase in the cost of obtaining it.

На третьей стадии аммонизации значения рН поддерживается в интервале 5,0-5,5. При этом в аммонизированном растворе присутствует как моноаммонийфосфат, так и диаммонийфосфат. Заявленные границы интервала рН обусловлены требованиями к получению очищенного МАФ высокого качества. Если рН будет менее 5,0, то в примесный осадок выделится не весь фтор, и в готовом продукте его содержание будет повышенным. Если же рН будет более 5,5, то при кристаллизации вместе с МАФ будет также выделяться ДАФ. В результате этого в продукционном МАФ будет меньше фосфора и больше азота чем указано в требованиях к очищенному продукту. То есть будет иметь место снижение качества полученного МАФ. Кроме того, превышение рН более 5,5 при аммонизации ведет к снижению выделения сульфата аммония в примесный осадок и к растворению уже имеющихся в осадке частиц этого вещества. В результате будет ухудшено качество продукционного МАФ.At the third stage of ammonization, the pH value is maintained in the range of 5.0-5.5. At the same time, both monoammonium phosphate and diammonium phosphate are present in the ammoniated solution. The declared limits of the pH range are due to the requirements for obtaining high quality purified MAF. If the pH is less than 5.0, then not all fluorine will be released into the impurity precipitate, and its content in the finished product will be increased. If the pH is more than 5.5, then DAP will also be released along with MAF during crystallization. As a result, the production MAF will contain less phosphorus and more nitrogen than specified in the requirements for the purified product. That is, there will be a decrease in the quality of the received LFA. In addition, an excess of pH more than 5.5 during ammonization leads to a decrease in the release of ammonium sulfate into the impurity precipitate and to the dissolution of particles of this substance already present in the precipitate. As a result, the quality of the production LFA will deteriorate.

Процесс аммонизации фосфорной кислоты газообразным аммиаком является экзотермическим и происходит с выделением значительного количества тепла. Рациональное использование этого тепла позволит существенно снизить энергозатраты на производство. Исходя из этого, аммонизацию ЭФК на второй и третьей стадиях необходимо вести при температуре 60-90°С. При этих температурах перерабатываемая аммонизированная пульпа имеет небольшую вязкость и хорошую текучесть, что обеспечивает достаточные условия для протекания химических реакций образования примесного осадка. Наряду с этим, проведение аммонизации при указанных температурах позволяет испарить из раствора некоторое количество воды, содержащейся в разбавленной ЭФК, что дает возможность снизить количество воды, которое необходимо испарить при выпаривании, а также потребные затраты пара. При этом поддержание указанных температур на второй и третьей стадиях аммонизации позволяет избежать кристаллизации МАФ в процессе аммонизации.The process of ammonization of phosphoric acid with gaseous ammonia is exothermic and occurs with the release of a significant amount of heat. Rational use of this heat will significantly reduce energy consumption for production. Based on this, the ammonization of EPA in the second and third stages should be carried out at a temperature of 60-90 ° C. At these temperatures, the processed ammonized pulp has a low viscosity and good fluidity, which provides sufficient conditions for the occurrence of chemical reactions of the formation of an impurity sludge. Along with this, carrying out ammonization at the indicated temperatures allows a certain amount of water contained in dilute EPA to be evaporated from the solution, which makes it possible to reduce the amount of water that needs to be evaporated during evaporation, as well as the required consumption of steam. At the same time, maintaining the indicated temperatures at the second and third stages of ammonization avoids the crystallization of MAF in the process of ammonization.

В случае если температура при аммонизации будет ниже 60°С возрастет вязкость перерабатываемой аммонизированной пульпы. Вследствие этого будет затруднено выделение примесей из раствора и образование примесного осадка. Кроме того, будет ухудшена фильтрация осадка от раствора. Если же температура при аммонизации будет выше 90°С количество воды, выпаренной при аммонизации за счет тепла нейтрализации будет мало, а количество воды, испаряемой при выпаривании возрастет, также как и затраты пара, т.е. энергозатраты на получение МАФ увеличатся.If the temperature during ammonization is below 60 ° C, the viscosity of the processed ammonized pulp will increase. As a result, the separation of impurities from the solution and the formation of an impurity precipitate will be difficult. In addition, the filtration of the precipitate from the solution will be impaired. If the temperature during ammonization is above 90 ° C, the amount of water evaporated during ammonization due to the neutralization heat will be small, and the amount of water evaporated during evaporation will increase, as well as the consumption of steam, i.e. energy costs for obtaining LFA will increase.

Для обеспечения наилучших условий выделения примесей из аммонизированного раствора и получения хорошо фильтруемого осадка примесей при его образовании на второй и третьей стадиях аммонизации исходный поток частично нейтрализованной ЭФК смешивается с циркулирующим на каждой стадии в массовом соотношении 1:(30-60). Благодаря этому в 30-60 раз снижается пересыщение в циркулирующей пульпе по выделяющимся из раствора солям, что ведет к укрупнению частиц осадка. При меньшем соотношении смешиваемых потоков пересыщение выделяющихся солей возрастет, что приведет к образованию слишком мелких частиц осадка, затрудняющих их фильтрацию и приводящему к неполному отделению осадка от раствора и, в конечном итого, к снижению качества готового продукта. При большем соотношении смешиваемых потоков излишне возрастают затраты электроэнергии на циркуляцию аммонизированной пульпы.To ensure the best conditions for the separation of impurities from the ammonized solution and to obtain a well-filterable precipitate of impurities during its formation at the second and third stages of ammonization, the initial stream of partially neutralized EPA is mixed with the circulating stream at each stage in a mass ratio of 1: (30-60). Due to this, the supersaturation in the circulating pulp is reduced by 30-60 times for the salts released from the solution, which leads to the enlargement of the sediment particles. With a lower ratio of the mixed flows, the supersaturation of the liberated salts will increase, which will lead to the formation of too small particles of the sediment, which impede their filtration and leading to incomplete separation of the sediment from the solution and, ultimately, to a decrease in the quality of the finished product. With a larger ratio of the mixed streams, the energy consumption for the circulation of the ammonized pulp unnecessarily increases.

Согласно заявленному способу на второй и третьей стадиях аммонизации необходимо поддерживать массовое содержание твердой фазы в циркулирующем потоке 5-25%. Это требуется для обеспечения наилучших условий выделения примесей из раствора, а также формирования и укрупнения частиц примесного осадка, с целью улучшения фильтрации. Указанная концентрация твердой фазы превышает содержание твердого, которое образуется согласно материальному балансу и зависит от состава исходной ЭФК. Для получения заявленного содержания твердой фазы в циркулирующем потоке необходимо накопить дополнительно твердую фазу на каждой стадии аммонизации. Наличие в циркулирующем потоке 5-25% твердой фазы служит затравкой при выделении примесей из раствора, которые не образуют новые мелкодисперсные частицы, а осаждаются на поверхности уже имеющихся частиц, увеличивая их размеры. При этом наличие в циркулирующем потоке дополнительной твердой фазы способствует также более полному выделению примесей из аммонизированного раствора, т.е., в конечном итоге, улучшению качества получаемого продукционного МАФ.According to the claimed method, in the second and third stages of ammonization, it is necessary to maintain the mass content of the solid phase in the circulating stream of 5-25%. This is required to ensure the best conditions for the separation of impurities from the solution, as well as the formation and coarsening of impurity sediment particles in order to improve filtration. The specified concentration of the solid phase exceeds the content of the solid, which is formed according to the material balance and depends on the composition of the original EPA. To obtain the declared solids content in the circulating stream, it is necessary to accumulate additional solids at each stage of ammonization. The presence in the circulating flow of 5-25% of the solid phase serves as a seed for the separation of impurities from the solution, which do not form new fine particles, but are deposited on the surface of the existing particles, increasing their size. In this case, the presence of an additional solid phase in the circulating stream also contributes to a more complete separation of impurities from the ammoniated solution, i.e., ultimately, to an improvement in the quality of the resulting production MAF.

Заявленные границы (5-25% мас.) интервала содержания твердой фазы в циркулирующем потоке на второй и третьей стадиях аммонизации обусловлены соображениями, которые основаны на данных о свойствах получаемых частиц примесного осадка и оценке технически осуществимых возможностей для его накопления в реакторах-аммонизаторах. Исходя из указанных условий, для случая переработки ЭФК высокой чистоты с низким содержанием примесей оптимальным массовым содержанием твердой фазы является 5% и 25% для ЭФК, загрязненной большим количеством примесей. При этом если содержание твердой фазы менее 5%, то выделяющиеся в осадок примеси образуют мелкодисперсные частицы, которые плохо отделяются от раствора и проскакивают в него, что ведет к ухудшению качества продукта. Если же содержание твердой фазы больше 25%, то необоснованно возрастают затраты электроэнергии на циркуляцию пульпы в аппарате.The declared boundaries (5-25 wt.%) Of the range of the solid phase content in the circulating stream at the second and third stages of ammonization are due to considerations that are based on data on the properties of the resulting impurity sludge particles and an assessment of the technically feasible possibilities for its accumulation in ammonizing reactors. Based on these conditions, for the case of processing EPA of high purity with a low content of impurities, the optimal mass content of the solid phase is 5% and 25% for EPA contaminated with a large amount of impurities. Moreover, if the solid phase content is less than 5%, then the impurities precipitated into the sediment form fine particles, which are poorly separated from the solution and slip into it, which leads to a deterioration in the quality of the product. If the content of the solid phase is more than 25%, then the energy consumption for the circulation of the pulp in the apparatus increases unreasonably.

Наряду с отмеченными выше условиями наилучшего выделения примесей из аммонизированного раствора на второй и третьей стадиях аммонизации для его осуществления, согласно заявленному способу, необходимо обеспечить время пребывания 1-1,5 часа на каждой стадии с последующей выдержкой 1-2 часа. Указанное время пребывания приводит к наиболее полному выделению из раствора примесных соединений, имеющих длительный латентный период осаждения. При этом следует отметить, что большинство примесей, присутствующих в ЭФК, имеют длительный период осаждения, о чем свидетельствуют данные лабораторных исследований. При уменьшении времени пребывания и выдержки осаждение примесей из ЭФК будет неполным. В результате в аммонизированном растворе будет больше примесей, что приведет к снижению качества продукционного МАФ. Если время пребывания и выдержки будет больше заявленного, то это приведет к увеличению объема реакционного оборудования, т.е. увеличению капзатрат.Along with the above-mentioned conditions for the best separation of impurities from the ammonized solution in the second and third stages of ammonization for its implementation, according to the claimed method, it is necessary to provide a residence time of 1-1.5 hours at each stage, followed by holding for 1-2 hours. The specified residence time leads to the most complete release from the solution of impurity compounds with a long latency period of sedimentation. It should be noted that most of the impurities present in EPA have a long settling period, as evidenced by laboratory data. With a decrease in the residence time and exposure, the deposition of impurities from the EPA will be incomplete. As a result, there will be more impurities in the ammonized solution, which will lead to a decrease in the quality of the production MAF. If the residence time and holding time is longer than stated, this will lead to an increase in the volume of the reaction equipment, i.e. increase in capex.

После аммонизации и отделения примесного осадка очищенный от примесей раствор фосфатов аммония подвергается выпариванию. При этом выпаривание ведут до массовой концентрации МАФ 45-55% при температуре 90-105°С. Указанные концентрации упаренного раствора объясняются тем, что рН этого раствора равен 5,0-5,5 и в нем, помимо МАФ, также содержится и ДАФ. Причем доля последнего составляет 10-20%, и перепаривание раствора до более высокой концентрации, чем 55% по МАФ, приведет к кристаллизации солей, в частности ДАФ, растворимость которого в данных условиях ниже. При этом выделение ДАФ приведет к снижению качества продукционного МАФ. Выпаривание раствора до концентрации менее 45% по МАФ приведет к снижению выделения МАФ из раствора, к переработке повышенного количества растворов, т.е. к увеличению затрат на производство.After ammonization and separation of the impurity precipitate, the solution of ammonium phosphates, purified from impurities, is subjected to evaporation. In this case, evaporation is carried out to a mass concentration of MAF of 45-55% at a temperature of 90-105 ° C. The indicated concentrations of the one stripped off solution are explained by the fact that the pH of this solution is 5.0-5.5 and, in addition to MAF, it also contains DAP. Moreover, the share of the latter is 10-20%, and evaporation of the solution to a higher concentration than 55% according to MAF will lead to the crystallization of salts, in particular, DAF, the solubility of which is lower under these conditions. At the same time, the allocation of DAF will lead to a decrease in the quality of the production MAF. Evaporation of the solution to a concentration of less than 45% by MAF will lead to a decrease in the release of MAF from the solution, to the processing of an increased amount of solutions, i.e. to an increase in production costs.

Заявленный температурный интервал 90-105°С при выпаривании раствора фосфатов аммония позволяет сконцентрировать раствор до массовой концентрации МАФ 45-55%. При этом переработка данного раствора при указанных температурах исключит преждевременную кристаллизацию солей и позволит подать на стадию кристаллизации наиболее концентрированный раствор с высоким содержанием целевого компонента - МАФ. При температуре выпаривания менее 90°С из раствора может начаться кристаллизация солей. Если же отмеченная температура выше 105°С, то на стадии кристаллизации потребуются повышенные затраты энергоресурсов для выделения продукционного МАФ.The declared temperature range of 90-105 ° C during evaporation of the ammonium phosphate solution allows the solution to be concentrated to a mass concentration of MAF of 45-55%. At the same time, the processing of this solution at the indicated temperatures will exclude the premature crystallization of salts and will allow the most concentrated solution with a high content of the target component, MAF, to be fed to the crystallization stage. At an evaporation temperature of less than 90 ° C, crystallization of salts may begin from the solution. If the noted temperature is higher than 105 ° C, then at the crystallization stage, increased energy consumption will be required to isolate the production MAF.

Упаренный раствор фосфатов аммония подается на кристаллизацию, при которой его охлаждают до 30-40°С, причем раствор охлаждают через теплопередающую поверхность. Охлаждению подвергают раствор фосфатов аммония, имеющий рН 5,0-5,5 и температуру 90-105°С. В составе этого раствора присутствуют как МАФ, так и ДАФ. Охлаждение такого раствора до 30-40°С ведет к наиболее полному выделению из него в кристаллическом виде только МАФ, растворимость которого при данных условиях ниже, чем у ДАФ, который при указанных условия остается в растворе и не кристаллизуется. При этом заявленный температурный интервал кристаллизации обусловлен возможностями реального производства по его реализации и, в частности, использования для этого оборотной охлаждающей воды, имеющейся на большинстве заводов. Для такой воды охлаждение раствора фосфатов аммония до температуры ниже 30°С приводит к увеличению затрат воды, т.е. к увеличению энергозатрат. Если же охлаждение вести до температуры выше 40°С, то это снизит выход кристаллического МАФ из раствора и также приведет к увеличению затрат.One stripped off solution of ammonium phosphates is fed to crystallization, during which it is cooled to 30-40 ° C, and the solution is cooled through a heat transfer surface. A solution of ammonium phosphates having a pH of 5.0-5.5 and a temperature of 90-105 ° C is subjected to cooling. This solution contains both MAF and DAP. Cooling such a solution to 30-40 ° C leads to the most complete separation from it in a crystalline form only MAF, the solubility of which under these conditions is lower than that of DAP, which under these conditions remains in solution and does not crystallize. At the same time, the declared temperature range of crystallization is due to the possibilities of real production for its implementation and, in particular, the use of circulating cooling water for this, which is available at most plants. For such water, cooling the ammonium phosphate solution to a temperature below 30 ° C leads to an increase in water consumption, i.e. to increase energy consumption. If the cooling is carried out to a temperature above 40 ° C, then this will reduce the yield of crystalline MAF from solution and will also lead to an increase in costs.

Охлаждение раствора при кристаллизации через теплопередающую поверхность, согласно заявленного способа, дает возможность снизить содержание примесей в готовом очищенном МАФ. Объяснение этого заключается в том, что примеси, которые имеются в продукционном МАФ попадают в него из маточного раствора, из которого выделились кристаллы. При этом в случае охлаждения раствора через теплопередающую поверхность из раствора выделяются только кристаллы МАФ, а остальные примеси остаются в маточном растворе. В случае охлаждения раствора посредством испарения под вакуумом, кристаллизация МАФ происходит вследствие удаления части растворителя - воды. В результате этого из маточного раствора кроме кристаллов будет удалена также часть воды. Исходя из изложенного видно, что во втором случае количество маточного раствора будет меньше, а концентрация в нем примесей - больше. Таким образом, охлаждение раствора при кристаллизации через теплопередающую поверхность ведет к получению более чистого продукта.Cooling the solution during crystallization through the heat transfer surface, according to the claimed method, makes it possible to reduce the content of impurities in the finished purified MAF. The explanation for this is that the impurities that are present in the production MAF get into it from the mother liquor, from which the crystals were separated. In this case, when the solution is cooled through the heat-transfer surface, only MAF crystals are released from the solution, and the remaining impurities remain in the mother liquor. In the case of solution cooling by evaporation under vacuum, MAF crystallization occurs due to the removal of part of the solvent - water. As a result, in addition to crystals, part of the water will also be removed from the mother liquor. Based on the foregoing, it can be seen that in the second case, the amount of the mother liquor will be less, and the concentration of impurities in it will be greater. Thus, cooling the solution during crystallization through the heat transfer surface leads to a cleaner product.

Согласно заявленного способа при получении продукционного МАФ кристаллы отделяют от маточного раствора, который делят на две части, 60-85% раствора по массе подают на первую стадию аммонизации, а оставшуюся часть, вместе с примесным осадком на производство сложных удобрений. Таким образом исключаются значительные потери маточника из производства МАФ, свойственные способу-прототипу, что ведет к увеличению степени использования сырья и, в конечном итоге, к снижению затрат. Как уже говорилось выше, нейтрализация ЭФК на первой стадии аммонизации маточным раствором, позволяет входящим в состав кислоты соединениям кальция, железа и алюминия, а также фтора при взаимодействии с маточным раствором фосфатов аммония, перейти в формы, которые лучше выделяются в осадок на последующих стадиях аммонизации, чтобы выделить их на последующих стадиях в осадок в виде хорошо структурируемых частиц, хорошо отделяющихся при фильтрации раствора. Для этого на первую стадию аммонизации необходимо подать 60-85% мас. маточного раствора после отделения МАФ. Оставшуюся часть этого раствора вместе с примесным осадком отводят на производство сложных удобрений. При подаче на первую стадию аммонизации менее 60% маточного раствора этого количества не хватает, чтобы перевести все соединения кальция, железа и алюминия, а также фтора в формы, которые лучше выделяются в осадок на последующих стадиях аммонизации. В результате будет уменьшено количество этих примесей, выпадающих в осадок, их будет больше содержаться в растворе и, в конечном итоге, в продукционном МАФ, т.е. будет снижено качество готового продукта. Если же на первую стадию аммонизации подать более 85% маточного раствора, то как в цикле получения МАФ, так и в готовом продукте, будет происходить накопление таких вредных примесей как мышьяк, свинец, кадмий и ртуть. То есть будет снижено качество готового продукта.According to the claimed method, upon receipt of production MAF, crystals are separated from the mother liquor, which is divided into two parts, 60-85% by weight of the solution is fed to the first stage of ammonization, and the rest, together with impurity sediment, to the production of complex fertilizers. Thus, significant losses of mother liquor from the production of MAF, inherent in the prototype method, are excluded, which leads to an increase in the degree of use of raw materials and, ultimately, to a decrease in costs. As mentioned above, neutralization of EPA at the first stage of ammonization with a mother liquor allows the compounds of calcium, iron and aluminum, as well as fluorine, which are part of the acid, when interacting with the mother solution of ammonium phosphates, to pass into forms that are better precipitated at subsequent stages of ammonization. in order to isolate them at subsequent stages into a precipitate in the form of well-structured particles that are well separated during filtration of the solution. For this, 60-85% wt. Must be fed to the first stage of ammonization. mother liquor after separation of MAF. The rest of this solution, together with the impurity sediment, is diverted to the production of complex fertilizers. If less than 60% of the mother liquor is fed to the first stage of ammonization, this amount is not enough to convert all compounds of calcium, iron and aluminum, as well as fluorine, into forms that are better precipitated in the subsequent stages of ammonization. As a result, the amount of these impurities precipitated will be reduced, they will be more contained in the solution and, ultimately, in the production MAF, i.e. the quality of the finished product will be reduced. If more than 85% of the mother liquor is fed to the first stage of ammonization, then both in the LFA production cycle and in the finished product, there will be an accumulation of such harmful impurities as arsenic, lead, cadmium and mercury. That is, the quality of the finished product will be reduced.

Подтверждением изложенного служит представленное ниже описание выполнения заявленного способа получения очищенного моноаммонийфосфата из упаренной экстракционной фосфорной кислоты, которое поясняется схемой, приведенной на фиг. 1.This is confirmed by the following description of the implementation of the claimed method for producing purified monoammonium phosphate from one stripped off extraction phosphoric acid, which is illustrated by the diagram shown in FIG. 1.

Исходную упаренную ЭФК 1 подают в бак 2 на стадию разбавления, на которую также поступает вода 3. Поток 4 разбавленной до 20-27% мас. ЭФК подают в аммонизатор 5 на первую стадию аммонизации, где происходит ее нейтрализация до рН 0,5-1,0 частью 6 маточного раствора МАФ. При этом исходный поток ЭФК 4 смешивают с циркулирующим в аммонизаторе 5 потоком 7 в соотношении 1:(5-10) по массе при времени смешения 0,5-1 час.The original one stripped off EPA 1 is fed into the tank 2 at the stage of dilution, which also receives water 3. Stream 4 is diluted to 20-27% wt. EPA is fed to the ammonizer 5 at the first stage of ammonization, where it is neutralized to pH 0.5-1.0 with part 6 of the MAF mother liquor. In this case, the initial stream of EPA 4 is mixed with the stream 7 circulating in the ammonizer 5 in a ratio of 1: (5-10) by weight with a mixing time of 0.5-1 hour.

Аммонизированный на первой стадии раствор 8 поступает в аммонизатор 9 на вторую стадию аммонизации, на которой происходит дальнейшая нейтрализация кислоты газообразным аммиаком 10 до рН 2,5-3,0. При этом аммонизация на второй стадии ведется при температуре 60-90°С, а исходный поток раствора 8 смешивают с циркулирующим потоком 11 в массовом соотношении 1:(30-60) при массовом содержании твердой фазы в циркулирующем потоке 5-25% и при времени пребывания 1-1,5 часа на этой стадии с последующей выдержкой 1-2 часа в баке 12. За счет тепла нейтрализации аммиаком ЭФК аммонизированная пульпа на второй стадии в аммонизаторе 9 нагревается до указанной температуры и из нее испаряется вода 13.The solution 8 ammoniated in the first stage enters the ammoniator 9 for the second ammonization stage, where the acid is further neutralized with gaseous ammonia 10 to a pH of 2.5-3.0. In this case, ammonization in the second stage is carried out at a temperature of 60-90 ° C, and the initial stream of solution 8 is mixed with the circulating stream 11 in a mass ratio of 1: (30-60) at a mass content of the solid phase in the circulating stream of 5-25% and at a time stay for 1-1.5 hours at this stage, followed by holding for 1-2 hours in the tank 12. Due to the heat of neutralization with ammonia EPA, the ammonized pulp in the second stage in the ammonizer 9 is heated to the specified temperature and water is evaporated from it 13.

Аммонизированная на второй стадии пульпа 14 поступает на третью стадию аммонизации в аммонизатор 15, где происходит окончательная нейтрализация кислоты газообразным аммиаком 16 до конечного значения рН 5,0-5,5. При этом аммонизация на третьей стадии также ведется при температуре 60-90°С, причем исходный поток 14 пульпы смешивается с циркулирующим в аммонизаторе 15 потоком 17 в мас. соотношении 1:(30-60) при мас. содержании твердой фазы в циркулирующем потоке 5-25% и при времени пребывания 1-1,5 часа с последующей выдержкой 1-2 часа в баке 18. За счет тепла нейтрализации аммиаком ЭФК аммонизированная пульпа на третьей стадии аммонизации в аммонизаторе 15 нагревается до указанной температуры и из нее испаряется вода 19.The slurry 14, ammonized in the second stage, enters the third ammonization stage in the ammonizer 15, where the final neutralization of the acid with gaseous ammonia 16 takes place to a final pH value of 5.0-5.5. In this case, ammonization in the third stage is also carried out at a temperature of 60-90 ° C, and the original pulp stream 14 is mixed with the stream 17 circulating in the ammonizer 15 in wt. ratio 1: (30-60) at wt. the content of the solid phase in the circulating stream is 5-25% and with a residence time of 1-1.5 hours, followed by holding for 1-2 hours in the tank 18. Due to the heat of neutralization with ammonia EPA, the ammonized pulp at the third stage of ammonization in the ammonizer 15 is heated to the specified temperature and water evaporates from it 19.

Аммонизированную пульпу 20 после третьей стадии аммонизации подают на стадию фильтрации 21, где от нее отделяют примесный осадок 22, который смешивают с частью маточного раствора МАФ 23. Полученную пульпу примесей 24 направляют на получение сложных удобрений.Ammonized pulp 20 after the third stage of ammonization is fed to the filtration stage 21, where the impurity precipitate 22 is separated from it, which is mixed with a part of the MAF mother liquor 23. The resulting pulp of impurities 24 is sent to obtain complex fertilizers.

Отфильтрованный от примесей раствор фосфатов аммония 25 подают на стадию выпаривания в выпарной аппарат 26, который обогревается паром 27, вследствие чего из раствора выпаривается вода 28, благодаря чему концентрация МАФ в растворе повышается до 45-55% мас. При этом раствор выпаривают при температуре 90-105°С.Filtered from impurities solution of ammonium phosphates 25 is fed to the evaporation stage in the evaporator 26, which is heated by steam 27, as a result of which water 28 is evaporated from the solution, due to which the concentration of MAF in the solution increases to 45-55% by weight. In this case, the solution is evaporated at a temperature of 90-105 ° C.

Упаренный раствор фосфатов аммония 29 подают на стадию кристаллизации в кристаллизатор 30, в котором при охлаждении раствора до 30-40°С из него кристаллизуется МАФ. При этом охлаждение раствора в кристаллизаторе 30 проводится водой 31 через теплопередающую поверхность 32 кристаллизатора 30.The one stripped off solution of ammonium phosphates 29 is fed to the crystallization stage in the crystallizer 30, in which MAF crystallizes from the solution when the solution is cooled to 30-40 ° C. In this case, the cooling of the solution in the crystallizer 30 is carried out with water 31 through the heat transfer surface 32 of the crystallizer 30.

Пульпа 33, содержащая кристаллический МАФ, из кристаллизатора 30 подается на стадию центрифугирования 34, где происходит отделение кристаллов 35 от маточного раствора 36. Кристаллы МАФ 35 подаются на сушку 37, после которой отводятся в качестве готового продукта 38.Pulp 33, containing crystalline MAF, from the crystallizer 30 is fed to the centrifugation stage 34, where the crystals 35 are separated from the mother liquor 36. The MAF crystals 35 are fed to drying 37, after which they are removed as a finished product 38.

Маточный раствор 36 поступает на стадию деления потока в бак 39, где общий поток делится на две части. Первая часть маточного раствора 6, составляющая 60-85% по массе от общего потока, подается на первую стадию аммонизации в аммонизатор 5. Вторая часть 23 смешивается с примесным осадком 22 и в виде пульпы 24 подается на получение сложных удобрений.The mother liquor 36 enters the split flow tank 39 where the total flow is split into two. The first part of the mother liquor 6, accounting for 60-85% by weight of the total flow, is fed to the first stage of ammonization in the ammonizer 5. The second part 23 is mixed with the impurity precipitate 22 and is supplied in the form of pulp 24 to obtain complex fertilizers.

Пример конкретного выполнения заявленного способа.An example of a specific implementation of the claimed method.

Процесс получения очищенного МАФ из упаренной ЭФК проводился в непрерывном режиме на опытной установке. Показатели работы приведены в пересчете на 1000 кг/ч исходной ЭФК.The process of obtaining purified MAF from one stripped off EPA was carried out in a continuous mode on a pilot plant. Performance indicators are given in terms of 1000 kg / h of the original EPA.

На установку получения очищенного МАФ подавалась исходная упаренная ЭФК с расходом 1000 кг/ч, которая содержала следующие массовые доли компонентов: 52,5% Р₂О₅; 0,82% F; 2,7% SO₃; 0,64% Fe; 0,47% Аl; 3,0% взвешенных веществ. На стадии разбавления исходную ЭФК разбавили путем добавления 1532 кг/ч воды, получив 2532 кг/ч разбавленной кислоты с мас. содержанием 20,7% Р₂О₅.The unit for obtaining purified MAF was fed with the initial one stripped off EPA with a flow rate of 1000 kg / h, which contained the following mass fractions of the components: 52.5% Р ₂ О ₅ ; 0.82% F; 2.7% SO ₃ ; 0.64% Fe; 0.47% Al; 3.0% suspended solids. At the stage of dilution, the original EPA was diluted by adding 1532 kg / h of water, receiving 2532 kg / h of diluted acid with wt. content of 20.7% P ₂ O ₅ .

Разбавленная ЭФК поступала в аммонизатор на первую стадию аммонизации, куда для ее нейтрализации подавали часть маточного раствора после отделения от него кристаллов МАФ. Расход этого раствора был 988 кг/ч, что составляет по массе 82,5% от общего количества данного раствора. В маточном растворе содержалось по массе 24,5% Р₂О₅. Вследствие смешения ЭФК и маточного раствора рН аммонизированного раствора первой стадии аммонизации составлял 1,0 (при мольном соотношении NH₃/H₃PO₄ 0,35). При этом исходный поток разбавленной ЭФК с расходом 2532 кг/ч смешивали с 20200 кг/ч циркулирующего на первой стадии аммонизированного раствора при соотношении около 1:8 по массе, при времени пребывания кислоты в аммонизаторе было 0,7 часа.Diluted EPA entered the ammonizer at the first stage of ammonization, where part of the mother liquor was fed to neutralize it after the MAF crystals were separated from it. The consumption of this solution was 988 kg / h, which is 82.5% by weight of the total amount of this solution. The mother liquor contained 24.5% P ₂ O ₅ by weight. Due to the mixing of EPA and the mother liquor, the pH of the ammonized solution of the first stage of ammonization was 1.0 (at a molar ratio of NH ₃ / H ₃ PO _{4 of} 0.35). In this case, the initial stream of diluted EPA with a flow rate of 2532 kg / h was mixed with 20200 kg / h of the ammoniated solution circulating in the first stage at a ratio of about 1: 8 by weight, with the acid residence time in the ammonizer being 0.7 hours.

Аммонизированный раствор после первой стадии в количестве 3520 кг/ч подавали в аммонизатор на вторую стадию аммонизации, на которую для его нейтрализации подавали газообразный аммиак с расходом 81 кг/ч. В результате нейтрализации кислоты из нее выделялся осадок примесей. Значение рН аммонизированной пульпы составляло 2,5 (при мольном соотношении NH₃/H₃PO₄ 0,8). Температура раствора в аммонизаторе второй стадии была 85°С. При этом исходный поток аммонизированного на первой стадии раствора с расходом 3520 кг/ч смешивали с циркулирующим в аммонизаторе второй стадии потоком в 140800 кг/ч при массовом соотношении 1:40. В процессе аммонизации на данной стадии в циркулирующем потоке поддерживали концентрацию твердой фазы около 10% мас. за счет накопления примесного осадка в реакторе. Объем аммонизатора был таким, чтобы время пребывания раствора в нем составляло 1 час.The ammonized solution after the first stage in an amount of 3520 kg / h was fed into the ammonizer for the second ammonization stage, to which gaseous ammonia was fed at a rate of 81 kg / h to neutralize it. As a result of neutralization of the acid, a precipitate of impurities was released from it. The pH of the ammoniated pulp was 2.5 (with a molar ratio of NH ₃ / H ₃ PO ₄ 0.8). The temperature of the solution in the second stage ammonizer was 85 ° C. In this case, the initial stream of the solution ammonized at the first stage with a flow rate of 3520 kg / h was mixed with a flow of 140800 kg / h circulating in the second stage ammonizer at a mass ratio of 1:40. During the ammonization process at this stage, the solids concentration in the circulating stream was maintained at about 10 wt%. due to the accumulation of impurity sediment in the reactor. The volume of the ammonizer was such that the residence time of the solution in it was 1 hour.

Аммонизированная на второй стадии аммонизации пульпа поступала в бак, в котором происходило ее выдерживание в течение 1,5 часа для довыделения из нее примесей, после чего эта пульпа подавалась на аммонизатор третьей стадии аммонизации.The pulp ammoniated at the second stage of ammonization was fed into a tank, in which it was kept for 1.5 hours for additional separation of impurities from it, after which this pulp was fed to the ammoniator of the third stage of ammonization.

На третьей стадии аммонизации происходила конечная нейтрализация кислоты до значения рН 5,0. Для этого в аммонизатор подавали газообразный аммиак в количестве 51 кг/ч. Процесс аммонизации на третьей стадии происходил при температуре 85°С. Исходный поток пульпы с расходом 3530 кг/ч (с учетом испаренной воды) смешивался с циркулирующим в аммонизаторе потоком в 140800 кг/ч при соотношении около 1:40 по массе. В циркулирующем потоке в аммонизаторе поддерживалась концентрация твердой фазы около 20% мас. за счет накопления примесного осадка в реакторе. Объем аммонизатора был таким, чтобы время пребывания раствора в нем составляло 1 час. При этом за счет выделения тепла при нейтрализации ЭФК аммиаком на второй и третьей стадиях аммонизации происходило испарение воды в количестве 112 кг/ч.In the third stage of ammonization, the final neutralization of the acid took place to a pH of 5.0. For this purpose, gaseous ammonia was fed into the ammonia in an amount of 51 kg / h. The ammonization process in the third stage took place at a temperature of 85 ° C. The initial pulp flow with a flow rate of 3530 kg / h (taking into account the evaporated water) was mixed with a flow circulating in the ammonizer of 140800 kg / h at a ratio of about 1:40 by weight. In the circulating stream in the ammonizer, the concentration of the solid phase was maintained at about 20 wt%. due to the accumulation of impurity sediment in the reactor. The volume of the ammonizer was such that the residence time of the solution in it was 1 hour. At the same time, due to the release of heat during neutralization of EPA with ammonia in the second and third stages of ammonization, water was evaporated in an amount of 112 kg / h.

Аммонизированная на третьей стадии аммонизации пульпа поступала в бак, в котором ее выдерживали в течение 1,5 часа для полного выделения примесей из раствора в осадок, после чего эта пульпа подавалась на фильтрацию. Расход аммонизированной пульпы 3539 кг/ч.The pulp, ammoniated at the third stage of ammonization, entered the tank, in which it was kept for 1.5 hours to completely separate impurities from the solution into the sediment, after which this pulp was fed for filtration. Ammonized slurry consumption is 3539 kg / h.

После фильтрации был получен раствор фосфатов аммония в количестве 3199 кг/ч, содержащий по массе 30,4% NH₄H₂PO₄ и 2,72% (NH₄)₂HPO₄ или 20,3% Р₂О₅. Расход отфильтрованного примесного осадка составлял 340 кг/ч его влажность составляла 41%. В нем содержалось по массе 34,7% Р₂О₅; 9,1% NH₃; 0,61% SO₃; 5,5% F. К этому осадку добавлялась часть маточного раствора после отделения кристаллов в количестве 219 кг/ч. После этого примесный осадок вместе с частью маточного раствора с расходом 559 кг/ч (при содержании по массе 26,3% Р₂О₅ и 6,8% NH₃) направлялся на производство аммофоса.After filtration, a solution of ammonium phosphates was obtained in the amount of 3199 kg / h, containing by weight 30.4% NH ₄ H ₂ PO ₄ and 2.72% (NH ₄ ) ₂ HPO ₄ or 20.3% P ₂ O ₅ . The flow rate of the filtered impurity sediment was 340 kg / h; its moisture content was 41%. It contained 34.7% P ₂ O ₅ by weight; 9.1% NH ₃ ; 0.61% SO ₃ ; 5.5% F. To this precipitate was added part of the mother liquor after separation of crystals in an amount of 219 kg / h. After that, the impurity precipitate, together with a part of the mother liquor with a flow rate of 559 kg / h (with a weight content of 26.3% P ₂ O ₅ and 6.8% NH ₃ ), was sent to the production of ammophos.

Отфильтрованный от примесей раствор фосфатов аммония направляли на выпарную установку, на которой происходило его выпаривание до концентрации МАФ 55% по массе. Температура упаренного раствора составляла 95°С. При этом из раствора испарили 1429 кг/ч воды, затратив на это 1570 кг/ч пара.The ammonium phosphate solution filtered from impurities was sent to an evaporator, where it was evaporated to an MAF concentration of 55% by weight. The temperature of the one stripped off solution was 95 ° C. At the same time, 1429 kg / h of water was evaporated from the solution, spending 1570 kg / h of steam.

Упаренный раствор в количестве 1770 кг/ч подавали на кристаллизацию в охладительный кристаллизатор, в котором раствор охлаждался до температуры 35°С через теплопередающую поверхность, охлаждаемую водой. Охлажденную пульпу из кристаллизатора направляли на центрифугирование, после которого было получено 573 кг/ч кристаллического МАФ и 1197 кг/ч маточного раствора. Влажность полученных после центрифугирования кристаллов МАФ составляла около 2% по массе. Они направлялись на сушку, после которой их влажность была менее 0,1%. После сушки кристаллы МАФ отводились в качестве готового продукта - очищенного МАФ. Этот МАФ содержал следующие массовые доли компонентов: 61,17% Р₂О₅; 12,11% N; 0,05% SO₃; 0,007% F; 0,01% нерастворимого в воде осадка. В нем содержалось 99,1% моноаммонийфосфата; 2,5 мг/кг As; 0,021 мг/кг Pb; 0,001 мг/кг Cd; 0,01 мг/кг Hg. Значение рН 1% раствора МАФ составляло 4,45, а мутность 20% раствора была равна 6 ЕМФ. В целом по своему качеству полученный МАФ полностью соответствовал требованиям, предъявляемым к очищенному МАФ.The one stripped off solution in an amount of 1770 kg / h was fed for crystallization into a cooling crystallizer, in which the solution was cooled to a temperature of 35 ° C through a heat transfer surface cooled with water. The cooled slurry from the crystallizer was sent to centrifugation, after which 573 kg / h of crystalline MAF and 1197 kg / h of mother liquor were obtained. The moisture content of the MAF crystals obtained after centrifugation was about 2% by weight. They were sent for drying, after which their moisture content was less than 0.1%. After drying, MAF crystals were removed as a finished product - purified MAF. This MAF contained the following mass fractions of components: 61.17% P ₂ O ₅ ; 12.11% N; 0.05% SO ₃ ; 0.007% F; 0.01% water-insoluble sediment. It contained 99.1% monoammonium phosphate; 2.5 mg / kg As; 0.021 mg / kg Pb; 0.001 mg / kg Cd; 0.01 mg / kg Hg. The pH of the 1% MAF solution was 4.45 and the turbidity of the 20% solution was 6 FUUs. In general, the quality of the obtained LFA fully corresponded to the requirements for the purified LFA.

После отделения кристаллов на центрифуге полученный маточный раствор с расходом 1197 кг/ч делили на две части. Одну из них, равную 988 кг/ч, что составляет 82,5% от общего количества данного раствора, направляли на первую стадию аммонизации, а вторая часть в количестве 219 кг/ч подавали на смешение с влажным примесным осадком для подачи на производство аммофоса.After separation of crystals in a centrifuge, the resulting mother liquor was divided into two parts at a flow rate of 1197 kg / h. One of them, equal to 988 kg / h, which is 82.5% of the total amount of this solution, was sent to the first stage of ammonization, and the second part in the amount of 219 kg / h was fed for mixing with a wet impurity sediment for feeding to the production of ammophos.

На основании изложенного видно, что в результате выполнения всех перечисленных действий согласно заявленному способу повышается степень использования исходного сырья, по сравнению со способом-прототипом. По заявленному способу степень использования исходного сырья, согласно приведенного примера, составляет 66,2%, тогда как для способа-прототипа она равна 60%.Based on the foregoing, it can be seen that as a result of performing all of the listed actions according to the claimed method, the degree of use of the raw material is increased in comparison with the prototype method. According to the claimed method, the degree of use of the feedstock, according to the given example, is 66.2%, while for the prototype method it is 60%.

Другим преимуществом заявленного способа получения очищенного МАФ является высокое качество получаемого кристаллического продукта, заключающееся в высоком содержании фосфора и азота в нем, т.е. в высоком содержании целевого продукта, а также в низком содержании примесей. Преимуществом предлагаемого способа является также отсутствие необходимости добавления дополнительных реагентов, применение которых усложняет ведение процесса получения целевого продукта и его аппаратурное оформление. Кроме того, преимуществом заявленного способа является снижение затрат тепла при его осуществлении за счет испарения воды на второй и третьей стадиях аммонизации. Это позволяет снизить затраты тепла при выпаривании на 8-10%. К снижению затрат, согласно заявленному способу, ведет также исключение перекристаллизации кристаллического МАФ, как требуется согласно способа-прототипа.Another advantage of the claimed method for obtaining purified MAF is the high quality of the obtained crystalline product, which consists in a high content of phosphorus and nitrogen in it, i.e. in a high content of the target product, as well as in a low content of impurities. The advantage of the proposed method is also the absence of the need to add additional reagents, the use of which complicates the process of obtaining the target product and its hardware design. In addition, the advantage of the claimed method is the reduction in heat consumption during its implementation due to the evaporation of water in the second and third stages of ammonization. This allows to reduce heat consumption during evaporation by 8-10%. To reduce costs, according to the claimed method, also leads to the elimination of recrystallization of crystalline MAF, as required according to the prototype method.

Таким образом, предлагаемый способ получения очищенного моноаммонийфосфата из упаренной экстракционной фосфорной кислоты позволяет достигнуть желаемого технического результата - увеличения степени использования исходного сырья, повышения качества готового продукта и снижения затрат.Thus, the proposed method for obtaining purified monoammonium phosphate from one stripped off extraction phosphoric acid allows achieving the desired technical result - increasing the degree of use of the feedstock, improving the quality of the finished product and reducing costs.

Claims

1. A method of obtaining purified monoammonium phosphate from one stripped off extraction phosphoric acid, including diluting the extraction phosphoric acid with water, sequential ammonization of this acid in several stages, filtration of the ammonized pulp with separation of impurity precipitate, evaporation of the filtered ammonium phosphate solution, crystallization of monoammonium phosphate separation by cooling the solution and from the mother liquor by centrifugation, followed by drying and feeding the mother liquor together with the impurity sediment to the production of complex fertilizers, characterized in that the ammonization of the dilute extraction phosphoric acid is carried out sequentially in three stages, and at the first stage of ammonization the acid is ammonized with the mother liquor to pH 0.5 -1.0, in the second and third stages, ammonization is carried out with gaseous ammonia to pH 2.5-3.0 and 5.0-5.5, respectively, at a temperature of 60-90 ° C, and in the second and third stages of ammonization, the initial p the effluent is mixed with the circulating one in a mass ratio of 1: (30-60) at a mass content of the solid phase in the circulating stream of 5-25% and a residence time of 1-1.5 h at each stage, followed by holding for 1-2 h, evaporation is carried out to mass concentration of monoammonium phosphate 45-55% at a temperature of 90-105 ° C, during crystallization of monoammonium phosphate, the solution is cooled to 30-40 ° C, and the mother liquor is divided into two parts, 60-85% solution by weight is fed to the first stage of ammonization, and the rest together with the impurity sludge are fed to the production of complex fertilizers.

2. The method according to claim 1, characterized in that at the first stage of ammonization, the initial stream of extraction phosphoric acid is mixed with the circulating one in a ratio of 1: (5-10) by weight at a mixing time of 0.5-1 h.

3. A method according to claim 1, characterized in that during crystallization of monoammonium phosphate, the solution is cooled through a heat transfer surface.