磷酸銨的生產的製作方法

2023-05-02 22:41:06 3

專利名稱：磷酸銨的生產的製作方法
技術領域：
本發明一般性涉及由含磷溶液生產磷酸銨。
背景技術：
磷酸鹽巖(磷灰石)是磷的主要商業來源。世界磷酸鹽生產大部分用於製造化肥以維持農業生產。磷儲備的質量正在下降並且提取和加工成本正在上升。在磷酸鹽巖中可能存在需要分離的高水平的相關重金屬，例如置換鈣的鎘。多個國家限制化肥中的重金屬含量。例如，在瑞典對鎘含量超過5mg Cd/kg P的磷肥徵稅。一些歐洲化肥生產商已經選擇僅進口已設定鎘限制的原料的供應商。所有水溶性磷酸鹽例如可溶性化肥均衍生自磷酸。磷酸通過「溼法」或熱處理進行商業化生產。磷酸鹽巖的溼消化是最常用的工藝。熱處理的耗能大並因此成本高昂。為此原因，熱法生產的酸量非常少並且主要用於生產工業磷酸鹽。化肥生產用的磷酸幾乎都是基於磷酸鹽巖的溼消化。該工藝主要基於用硫酸溶解磷灰石。在礦石溶解後，經過濾分離硫酸鈣(石膏)和磷酸。為了生產商品級磷酸，需要高的酸濃度並且蒸發水。根據主要的條件例如溫度、漿料中的磷濃度以及游離硫酸鹽的含量，硫酸鈣以多種不同的晶型存在。硫酸鈣沉澱為二水合物(CaS04-2H20)或半水合物 (CaSO4- 1/2H20)。通過該工藝生產的磷酸的特徵是低純度。所有的磷酸銨鹽均衍生自磷酸。用氨中和含濃度為約54%P205的商品級磷酸，通過在中和工藝過程中控制氨與磷酸的摩爾比以形成磷酸單銨(MAP)或磷酸二銨(DAP)。氨以液體或氣體形式使用。通常優選無水液氨，因為有必要利用來自其它系統的餘熱將液氨蒸發成氣體形式。氨對商品級磷酸的中和通常利用多個反應容器以多階段進行。在預反應器中氨與磷酸的摩爾比一般保持在使漿料具有最大溶解度的水平(用於生產DAP時為 1. ΓΙ. 45，用於生產MAP時通常低於1)。對於操作控制而言，通過監測漿料的pH來決定氨與磷酸的摩爾比。通過向反應器中加水來從預中和器中移除反應餘熱。水的蒸發使漿料冷卻。當氨與磷酸的摩爾比增加至超過1時，未反應的氨從反應器中逸出並且必須用酸洗滌釋放的蒸氣。來自預中和反應器的漿料一般含有16 23%的水，該漿料通常進料至氨化造粒機中以完成對所需產品的加氨。中和與附加的水蒸發的完成導致形成固體顆粒。有必要通過酸洗從氣態蒸氣中回收未反應的氨。其後，固體磷酸銨通常在單獨的反應器中乾燥以減少含水量。乾燥器中的氨損失通常通過酸洗回收。一般通過使空氣穿過冷卻反應器來冷卻固體磷酸銨。對於幾種應用例如加肥灌溉(在灌溉水中施加水溶性化肥)和葉面施肥(在葉面上噴灑化肥)，需要完全可溶的磷酸銨以避免加肥灌溉設備被不溶性固體堵塞。溼法磷酸含有大量的雜質例如鐵、鋁、鈣、鎂、鎘等，它們在被氨中和後形成水不溶性固體，所以化肥級磷酸銨並不是完全水溶性的。因此，用於加肥灌溉目的的完全可溶性磷肥必須由純化磷酸專
門生產。目前的磷酸純化技術是基於以下工藝將不純的溼法磷酸萃取到有機溶劑(酮類、
5三烷基磷酸酯類、醇類等)中，接著用水進行反萃取形成稀釋的純磷酸，隨後通過水蒸發濃縮。其後，根據上述過程，用氨中和純化的磷酸以形成完全可溶性的磷酸銨產品。一般而言，可以確定兩種磷酸溶劑萃取方法a)從濃溶液中部分萃取磷酸，和b) 在其它的酸或鹽存在下完全萃取磷酸。從利用硫酸消化磷灰石生產的濃磷酸中部分萃取磷酸是最常用的工藝。在該工藝中，只有部分磷酸被萃取到有機相中。剩餘的未萃取磷酸與金屬雜質一起用於生產低品級磷酸鹽，例如不同的化肥。任何能夠溶劑化磷酸的溶劑都可用於該工藝，包括在低至相當低的濃度下仍具有相當恆定的分配係數的溶劑例如醇類，以及對於低於特定閾值濃度的磷酸表現出極低萃取能力即分配係數具有極強的濃度依賴性的溶劑例如醚類、酯類和選定的酮類。不同的方法是在高濃度的其它酸或鹽存在下獲得磷酸的完全萃取。添加第二酸例如H2SO4 (英國專利3573005)或鹽例如CaCl2 (英國專利3304157)可以改善甚至在相當低的磷酸濃度下的磷酸分配係數(溶質在有機相和水相之間的分配比)。雖然，所添加的酸也被溶劑萃取，但是其在有機溶劑中的比例一般低於其在進料溶液中的比例。合適的溶劑為醇類、三烷基磷酸酯例如磷酸三丁酯等，它們在低至相當低的濃度下仍具有相當恆定的分配係數。該方法推薦用於從由部分萃取工藝得到的剩餘的不純磷酸中萃取磷酸。該方法的主要缺點在於最終的水相富含所添加的酸(即硫酸)或鹽以及雜質，其可能不具備最終用途。磷酸銨生產的現有技術存在許多缺點。由石膏濾料生產的磷酸不適合用於直接製造磷酸銨鹽。該酸必須進一步通過水蒸發濃縮至合適的磷酸濃度(通常為約54%p205)。通常，磷酸的濃縮在三個階段中完成。來自濾料的弱酸(28%P205)在單階段真空蒸發器中被蒸發至40%P205。然後，使該酸澄清以移除沉澱固體並且隨後將澄清的酸在兩個階段中濃縮至 54%P205。中間階段的濃度為約48%。54%P205的酸用於根據前述過程生產磷酸銨。通過蒸發濃縮酸是非常耗能的工藝。根據生產條件，濃縮磷酸所需的蒸汽量通常為2. 5飛噸蒸汽/噸磷。磷酸濃縮的能量需要是主要的生產成本。生產商品級磷酸必需昂貴的設備，例如蒸汽分配系統、蒸發器、排放氣體洗滌器、冷凝系統、冷卻水系統、液體排放物處理系統和貯酸設施。此外，需要額外的設備用於多階段氨中和磷酸、乾燥、冷卻和從氣態蒸氣中洗除氨。主要的缺點是磷酸銨產品的品質由磷灰石原料的品質所決定。生產的化肥級磷酸銨通常被重金屬例如鎘汙染並且是不完全可溶的，因此不適合用於諸如加肥灌溉的應用中。完全可溶性的磷酸銨鹽(工業級)的生產更加複雜並且需要在用氨中和之前通過溶劑萃取來純化商品級的磷酸。該工藝中水蒸發的能量成本由於磷酸需要濃縮兩次而顯著增加a)酸必須在溶劑萃取前進行濃縮，和b)純化的磷酸被稀釋並且必須再次通過水蒸發進行濃縮。由於生產完全可溶性的磷酸銨的額外設備包括在溶劑萃取前進行預處理的設施、液_液萃取設備、液_液清洗設備和用於濃縮純化酸的蒸發器。美國專利3298782描述了一種用於純化溼法磷酸的方法，該方法由以下組成a) 將磷酸從水相萃取至醇-胺有機相，b)將醇-胺相與水相分離，和c)從醇-胺相中回收純化的磷酸。主要目的是通過用水進行反萃取來回收純化的磷酸。在上下文中，還提及了可以通過與鹼進行反應從醇-胺相中回收磷酸鹽。在一個實施例中，使用氨水溶液將磷酸鹽從有機相清洗至水相中。
美國專利3458282描述了一種通過利用溶解在有機稀釋劑(例如煤油)中的胺作為萃取相來純化磷酸以從磷酸中移除某些雜質或從水相中萃取磷酸的方法。當利用胺稀釋溶劑萃取磷酸時，主要目的是通過用水進行反萃取來得到純化的磷酸水溶液或通過與鹼的水溶液反應得到磷酸鹽水溶液。在該專利文本中，還提及了可能可以通過蒸發掉有機稀釋劑並且用水性溶劑或諸如氨等氣體處理殘餘物質以沉澱出磷酸鹽從而從胺中移除磷酸鹽。美國專利3894143描述了一種用於從溼法磷酸和氨得到良好品質的結晶磷酸銨的方法。該方法由以下組成a)形成磷酸水溶液和丙酮的混合物，其中所有組分與水可混溶，b)通過添加氨來沉澱雜質並且分離沉澱雜質以形成純化的混合物，c)使純化的混合物與氨接觸以產生磷酸銨晶體和上清液，和d)分離磷酸銨晶體與上清液並且蒸餾上清液以分離出丙酮進行再循環。該方法的缺點包括蒸餾大量丙酮，磷酸銨產率有限以及產生大量的磷酸銨稀水溶液廢液。因此，該方法不適合應用於工業中。在國際公開的專利申請WO 2008/115121中，公開了一種用於磷回收的方法和設備。通過利用淨化劑吸附磷離子並在淨化劑再生過程中將磷離子釋放至洗出液中來從溶液中萃取磷離子。所述再生利用氨進行。在引入過量的氨後，磷酸根陰離子以磷酸三銨的形式沉澱。磷酸三銨沉澱後殘留在溶液中的氨被再用於使淨化劑再生。不幸的是，磷酸三銨在環境溫度和大氣壓力下不穩定導致晶體分解並釋放出氨。這種不穩定的結晶固體不適合直接用於農業中。需要一種用於生產完全可溶性磷酸銨例如磷酸單銨(MAP)或磷酸二銨(DAP)的改進方法，其中排除與通過水蒸發濃縮磷酸相關的成本。

發明內容
本發明的一般目的是改進用於從含磷溶液生產磷酸銨的方法和裝置。本發明的另一目的是提供用於生產完全可溶性磷酸銨而不需要通過蒸發水來濃縮磷酸的方法。本發明的又一目的是提供用於生產磷酸銨而不需要從排出的蒸氣中乾燥和洗除氨的成本有效的方法。本發明的再一目的是提供以可容易地用於施肥用途的形式的回收的磷酸銨。上述目的通過根據所附權利要求書的方法和設備實現。一般而言，在第一方面，一種用於生產磷酸銨的方法包括提供含磷的水不混溶的液相，在所述水不混溶的液相中添加無水氨，從所述水不混溶的液相中沉澱出磷酸單銨和/或磷酸二銨以及從所述水不混溶的液相中提取沉澱的磷酸單銨和/或磷酸二銨。該方法還包括在添加和沉澱過程中將所述水不混溶的液相的溫度控制在預定的溫度區間。在第二方面，一種用於生產磷酸銨的設備包括混合容積。所述混合容積具有適用於含磷的水不混溶的液相的進口和適用於添加無水氨至該水不混溶的液相中的進口。該設備還包括設置為與水不混溶的液相熱接觸的熱交換器。設置控制器用於操作熱交換器以使混合容積中的水不混溶的液相保持在預定溫度區間內。該設備還包括設置用於從混合容積中移除沉澱的磷酸單銨和/或磷酸二銨晶體的沉澱物移除器。優選的是，通過將磷吸附在對磷具有親和力的液體淨化劑中來將磷從溶液萃取至含磷的水不混溶的液相中，由此得到含磷的水不混溶的液相。在淨化劑再生過程中通過添加來自液體淨化劑的氨來移除磷。液體淨化劑的溫度優選保持為低於其沸點。再生的淨化劑優選連續再循環以從其它進料溶液中萃取磷。
在一個特定實施方案中，分離的結晶磷酸鹽用pH控制在預定區間的水溶液洗滌。 初始附著在晶體上的淨化劑在相分離器中與濃水相分離。所分離的淨化劑被連續再循環以從進料溶液中萃取磷。該水洗滌溶液也再循環用於進一步洗滌。在另一特定實施方案中， 用磷酸銨不溶於其中的有機洗滌溶劑洗滌分離的結晶磷酸銨，並且所述有機洗滌溶劑的沸點低於淨化劑的沸點。此後，優選乾燥經洗滌的磷酸銨晶體。所述乾燥可優選至少部分利用從無水氨與磷酸混合進行冷卻的熱交換過程中得到熱進行。本發明提供以環境友好且成本有效的方式從工藝蒸氣中以高品質產品例如磷酸銨化肥的形式提取。本發明使得能夠生產與沉澱晶體的初始組成無關的MAP或DAP。根據本發明，磷可回收為濃縮且水溶性的高品質無機產品即植物可利用的磷高並且重金屬汙染低。本發明的另一優點是淨化劑能夠再利用而不需蒸餾大量的液體淨化劑。


本發明及其其它的目的和優點可通過參考以下說明和附圖得到最佳的理解，附圖中
圖1是磷回收設備的一個實施方案的示意框圖； 圖2是根據本發明的磷酸銨生產設備的一個實施方案的示意框圖； 圖3是根據本發明的方法的一個實施方案的流程圖；和圖4-6是根據本發明的磷酸銨生產設備的其它實施方案的示意框圖。
具體實施例方式在所有附圖中，相同的附圖標記用於表示相似或對應的要素。本發明中一些常用的術語應該解釋如下
淨化劑一通過離子締合或溶劑化機理對溶質物具有親和力的物質，例如吸附離子或酸的物質。該術語包括溶劑中含的多種萃取劑。溶劑一一種液相，通常是有機的，其優選從含水溶液中溶解可萃取的溶質物。萃取劑一能夠實施萃取的溶劑的活性組分，通常為有機的。溶劑萃取(液液萃取)-通過在不混溶相之間的傳質從混合物中分離一種或多種溶質，其中至少一相通常為有機液體。再生一從淨化劑中置換從生產溶液中移除的離子或酸以製備準備好再利用的淨化劑。稀釋劑一液體，通常為有機的，其中溶解有萃取劑以形成溶劑。殘液一通過萃取從中移除溶質的水相。本發明的主要目的是提供一種生產磷酸銨的簡便且成本有效的方法。該方法能夠生產磷酸銨而不需要通過水蒸發來濃縮磷酸。此外，該方法能夠生產完全可溶且純的磷酸單銨或磷酸二銨。從磷酸生產磷酸銨的一個可能的一般途徑為將磷酸萃取至有機溶劑中並使用氨作為從有機相中直接沉澱磷酸銨的手段。如下所述，使用無水液氨或氣態無水氨證明是有利的。在美國專利3298782和美國專利3458282中沒有測試無水液氨或氣態無水氨作為從有機相中直接沉澱磷酸銨的手段。未測試該替代方案的一個原因可能是存在與這樣的一般途徑相關的幾個主要困難，例如在低磷酸濃度的有機相中加載的磷酸不足、生熱和溶劑蒸發的問題、附著至沉澱物的昂貴的溶劑的損失、難以預測沉澱的磷酸銨的形式以及難以分離雜質。這些困難在下文中描述並且必須克服以得到商業上感興趣的途徑。用於純化磷酸的溶劑例如酮類、三烷基磷酸酯和醇類要求進料溶液中的高磷酸濃度以得到在待實施液液萃取的有機相中的足夠高磷酸加載。使用這樣的溶劑要求在磷酸萃取前通過水蒸發濃縮磷酸。即使在有機相中可以得到足夠高的磷酸加載，對於待實施的液液萃取過程而言， 氨與濃磷酸的反應已知是高放熱的，這可以導致溶劑蒸發。使用鹼的水溶液清洗載有磷酸的溶劑產生相當大量的熱。該生熱問題描述在美國專利4112118中，其涉及一種用於從通過用鹼的水溶液清洗而被萃取進入有機溶劑中的磷酸製備磷酸鹽的方法。為了使生熱最小化，鹼與磷酸的摩爾比必須降低至0.1:廣0.5:1以使得該過程能夠運行。因為氨與磷酸的摩爾比必須大於1，所以這突顯了在有機相中利用無水氨直接沉澱磷酸單銨(MAP)或磷酸二銨(DAP)時的溶劑蒸發和熱演化的問題。而且，因為焓數據對於每種溶劑混合物都是特定的並且因而必須通過實驗確定，所以難以預測在無水氨與磷酸在特定溶劑混合物中反應的生熱量。除了由於生熱和溶劑蒸發導致的困難以外，預期大量溶劑殘留附著至沉澱的磷酸鹽晶體上並且至少在某些應用中所損失的昂貴的溶劑混合物在經濟上是不可接受的。因為溶劑例如磷酸三丁酯的沸點(289°C)超過了磷酸單銨的熔點(190°C)，所以難以通過蒸餾來移除附著的溶劑。此外，該過程必須得到控制以生產穩定的磷酸銨鹽例如磷酸單銨或磷酸二銨，它們是期望的最終產品。最後，移除諸如金屬、二氧化矽、氟等雜質的方法必須被確認可應用於該過程。所有上述目前已確認的困難導致上述一般途徑在本發明以前未被驗證並且未在工業上實施。以下，參照附圖1具體描述根據本發明的從含磷礦生產磷酸銨的方法的一個實施方案。然而，雖然其為有利的途徑，但是本發明不限於從礦物回收磷，而是可應用於多種不同的提供磷酸根離子/磷酸的系統。具有微小改動的類似方法可用於例如從下水道汙泥的焚燒灰、動物副產品的焚燒灰、下水道處理工作中的富磷蒸汽、工業廢水等中提取磷。磷回收設備100的一個實施方案示於圖1中。根據已知方法在消化器4中用硫酸消化通過磷酸鹽巖開採選礦得到的磷灰石富集物2以得到經消化的磷灰石3。已知的工藝流程包括二水合物、半水合物、半水合物_ 二水合物以及二水合物_半水合物工藝。此後， 在消化分離器6中通過過濾分離硫酸鈣(石膏)5與含磷水溶液7 (本實施方案中為磷酸)。 任選通過已知方法對過濾級(filter-grade)磷酸7進行預處理以移除雜質。消化磷灰石4 和分離雜質6的整個安排可視為為液液萃取提供進料溶液即含磷水溶液7的預處理過程。 進料溶液被供應至設備10用於生產磷酸銨，在本實施方案中通過液液萃取提供。液液萃取包括在兩個不混溶相(水相和有機相)之間的選擇性傳遞。兩個不混溶相首先完全混合以促進溶質傳遞並隨後分離。為了從含磷水溶液7中回收磷酸鹽，使用液液萃取工藝，其中含磷酸根離子/磷酸的進料水溶液暴露於有機相(在此稱為淨化劑)。磷酸根離子/磷酸由此被萃取進入淨化劑中。這在下文中更詳細地描述。一般而言，磷酸銨生產設備10從含磷水溶液7中得到磷酸銨9，提供殘餘的生產液體8，其優選可與硫酸一起再次用於進一步消化。磷酸銨生產設備10的一個實施方案更具體示於圖2中。萃取段12設置為允許將磷從含磷水溶液7吸附至對磷具有親和力的液體淨化劑15中。磷耗盡的水溶液離開萃取段12。當與圖1所示的磷回收設備100聯合使用時，磷耗盡的水溶液成為殘餘生產液體8。 萃取段12的用於加載有磷的淨化劑15的出口連接至混合容積20的含磷水不混溶液相的進口 22，由此加載有磷的淨化劑15形成含磷水不混溶液相14。如下所要討論的，磷耗盡的淨化劑15的進口 16至萃取段12至少間接連接至混合容積20。該磷耗盡的淨化劑15的進口 16由此設置為將混合容積20中形成的再生淨化劑15再用於在萃取段12中進一步吸附磷。任何能夠從含水溶液移除磷的有機溶劑(淨化劑)可用於萃取段的液液萃取中。磷萃取的機理可以是離子締合、磷酸的溶劑化或二者。淨化劑的組成應該根據磷酸進料的濃度、其它離子或鹽的存在等進行選擇，以得到高加載能力和有效操作的萃取過程。處理稀釋的磷酸流需要使用對磷酸鹽具有強萃取能力的淨化劑。適合從稀溶液中萃取磷酸的液體淨化劑是液胺。通常，可以使用液體的伯、仲和叔胺。胺萃取劑具有低水溶性、與有機溶劑的良好混溶性、良好的化學穩定性、高選擇性和能夠從極稀溶液中萃取酸的強結合能力。優選地，胺應該選擇為在含多於7個脂肪族或芳族碳原子的大有機分子上連接有氮原子。這樣的有機胺在有機溶劑中高度可溶並且幾乎不溶於水。與含酸溶液接觸時， 胺鹼與酸反應形成與酸陰離子相關聯的質子化正電荷。有機胺可通過額外的中性酸分子的溶劑化萃取比1分子酸Λ分子胺的化學計量比更多的酸。在濃磷酸中，每個液胺分子萃取至多4個磷酸鹽分子。高濃度的胺可聚合形成不期望的第三分離相。但是，可通過將胺溶解在作為強路易斯鹼的另一有機溶劑例如三丁基磷酸酯或醇類中來避免形成不期望的第三相。溶劑化的萃取劑例如磷酸三丁酯和液胺的混合物優選一起使用以充分萃取高和低濃度的磷酸鹽。溶劑化的萃取劑是含有氧原子的液體有機分子(醇類、酯類、醚類、酮類、三烷基磷酸酯、醯胺類等)，它們與磷酸相互作用形成H-締合。在該機理過程中，萃取劑取代部分水分子並溶劑化有機相中的磷酸分子。通過H-締合的磷酸結合很弱。溶劑化的萃取劑可分為兩類a)對於低至相當低的濃度具有相當恆定的分配係數的溶劑，例如醇類、三丁基磷酸酯等，和b)對於低於特定閾值濃度的磷酸表現出極低萃取能力的溶劑即分配係數具有極強的濃度依賴性的溶劑如醚類、酯類和選定的酮類，例如甲基異丁基酮。對於過濾級磷酸的處理而言，優選使用對於低至相當低的濃度具有相當恆定的分配係數的溶劑例如磷酸三丁酯和由於離子締合機理使得甚至在極低濃度下對磷酸鹽具有強萃取能力的液胺的混合物。通過利用彼此結合的兩種機理(即通過離子締合的磷酸鹽吸附和中性磷酸的溶劑化)萃取磷酸，溶劑化的萃取劑例如磷酸三丁酯和液胺例如三辛胺的混合物是針對高度濃縮以及高度稀釋的磷酸流的有效淨化劑。該淨化劑的酸萃取中所涉及的分配係數很高，這意味著必需的接觸階段的數目低。從濃度為5M的過濾級磷酸萃取磷酸的有機/水體積比可低於10:1，優選低於5:1。淨化劑中得到的磷酸鹽濃度優選高於1M。此外，溶劑化萃取劑和液胺的混合物對於陰離子是選擇性的並且不結合帶正電的金屬，這意味著金屬汙染物通過殘留在水溶液中而從萃取的磷酸中分離。
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過濾級磷酸進料至特徵在於上述淨化劑的液液萃取過程。液液萃取過程優選為優選使用液液萃取設備例如脈衝柱的連續液液萃取過程。但是，可以使用任何其它的液液萃取設備，例如攪拌柱、非攪拌柱、混合沉降器、在線混合器、離心接觸器等。對磷酸鹽被耗盡的殘液進行進一步處理以移除金屬沉澱物。其隨後可用於磷灰石溶解或石膏洗滌(參見例如圖1)。加載有磷的淨化劑任選進行洗滌以移除共萃取的雜質，形成含磷水不混溶液相。回到圖2，其後用無水氨處理含磷水不混溶液相14以在淨化劑中直接形成結晶磷酸銨。為此，磷酸銨生產設備10包括具有用於含磷水不混溶液相14的進口 22的混合容積 20。混合容積還具有用於添加無水氨進入含磷水不混溶液相14中的進口 24。可以使用無水液氨或氣態無水氨。為了形成固體磷酸銨晶體，數個氨分子與數個磷酸或磷酸氫鹽分子反應以通過氨分子與磷酸根分子的H-締合形成晶體結構。該弱結合在與水接觸時易於解締合，這使得磷酸銨晶體具有高度水溶性。已知通過在不同濃度和溫度下使氨、磷酸與水接觸可得到幾種結晶磷酸銨固相。以下結晶固相是已知的=(NH4)7H2 (P04)3、(NH4)3PO4, (NH4)3Ρ04·2Η20、 (NH4) 3Ρ04·3Η20、(NH4)HPO4-H2O2, (NH4)2HPO4, (NH4) 2ΗΡ04·2Η20、NH4H2P04、(NH4) 3Η2 (PO4)4, NH4H5 (PO4) 2·2Η20和NH4H5 (PO4) 2。這些結晶磷酸銨中的幾種在環境溫度和大氣壓力下不穩定， 導致晶體分解成另一結構並伴隨釋放氨。這樣的不穩定結晶固相不適合用於農業。已知完全乾燥的氨不會與完全乾燥的氯化氫結合形成銨鹽。因此，水分對於引起反應是必需的。利用淨化劑如磷酸三丁酯萃取磷酸可伴隨水分子的共萃取。共萃取的水與磷酸三丁酯的摩爾比隨淨化劑中磷酸濃度和溫度在0. 7^1. 7 [H2O] g/[TBP] β之間變化。但是，出乎意料的是發現通過在有機淨化劑(例如磷酸三丁酯、磷酸三丁酯與醇類的混合物、磷酸三丁酯與胺的混合物)中使無水氨與磷酸或磷酸鹽分子反應，所得的結晶固相的氨與磷酸根的摩爾比為約1並且該晶體在環境溫度和大氣壓力下穩定。發現該結晶固相主要由磷酸單銨(MAP) NH4H2PO4構成。也存在小比率的磷酸二銨(DAP) (ΝΗ4)2ΗΡ04。因此，出乎意料地通過無水氨與上述淨化劑中的磷酸鹽接觸產生的結晶固體磷酸銨可直接用於農業用途。發現來自上述有機溶劑的磷沉澱物高度有效地使磷移除效率能夠高於99%。在磷酸萃取過程中，高脫除效率使得能夠具有高操作能力。與基於導致不完全磷脫除的平衡反應的水脫除相比，磷與氨的反應並不基於平衡並且磷脫除完全。已知無水氨可溶於不同的有機溶劑例如乙醇(10wt%, 25°C )、甲醇(16 wt%, 25°C ) 等。但是，氨在磷酸三丁酯中的溶解度僅為0.6 wt%，20°C，並且隨溫度上升，溶解度下降。 在高於35°C時，氨在磷酸三丁酯中的溶解度不顯著。因此，磷沉澱後在淨化劑中的殘留氨量非常低。還發現在有機溶劑中的磷加載與PH和電導率之間存在關聯。隨溶劑中磷酸濃度降低，電導率減小並且PH水平增加。由此，可通過監測淨化劑的電導率和/或pH來控制氨的添加以便能夠在氨不過量的情況下運行。為此，再次參考圖2，磷酸銨生產設備10包括在混合容積20中的傳感器26，在本實施方案中為用於監測水不混溶液相的電導率的傳感器。 磷酸銨生產設備10還包括與傳感器26連接並設置為用於響應於所監測的電導率來控制無水氨18的添加量的添加控制單元28。在一個替代方案中，傳感器26是用於監測混合容積 20中的水不混溶液相的pH的傳感器，並且添加控制單元28是因而設置為用於響應於所監測的PH來控制無水氨18的添加量。如上所述，氨與磷酸的反應是高度放熱的並且預期在該反應期間產生相當大量的熱。但是，出乎意料地發現，當中和加載有1. 42M的H3PO4的溶劑廣501升―1溶劑)時產生的熱低於溶劑蒸發所需的熱。因此，淨化劑溫度可實際上通過熱交換至期望區間內的溫度而得到控制。磷酸銨生產設備10包括設置為與水不混溶液相15熱接觸的熱交換器30。在圖2的實施方案中，熱交換器30設置在混合容積20中用於從混合容積20內的水不混溶液相15中提取熱。淨化劑15與氨18進行混合的混合容積20中的溫度優選通過溫度計32 測量並且控制器34利用該測量值來操作熱交換器，使得混合容積20內的水不混溶液相15 的溫度保持在預定溫度區間內。優選的是，因為較低的溫度有利於淨化劑15萃取磷酸，所以將萃取段12中使用的淨化劑冷卻至低於60°C。在一個特定實施方案中，熱交換器30的冷卻可通過將無水液氨蒸發成氣態形式實現。以這樣的方式，可以通過使用作為最終產品中的成分的氨來實現冷卻。這在圖2中通過虛線箭頭36和37示出。為此，磷酸銨生產設備10包括液氨源19。加熱單元23連接至液氨源19並且連接至或與熱交換器30成為一體。加熱單元23設置為利用熱交換器30 中提取的至少部分熱來生產氣態氨，用作無水氨18。這意味著用於添加混合容積20的無水氨18的進口 M連接為用於從液氨源19提取氣態氨。作為替代方案，可以通過其它手段例如與冷水熱交換來實現冷卻。該替代方案在期望將所產生的熱回收用於其它過程或用於乾燥所回收的磷酸銨晶體是是優選的，這將在下文中進一步討論。此後，通過已知的固液分離技術例如過濾、傾析、離心等從淨化劑中分離出結晶固體磷酸銨。在圖2中，沉澱物移除器40設置為用於從混合容積20中移除沉澱的磷酸單銨和/或磷酸二銨的晶體。隨後，磷耗盡的淨化劑16優選被連續再循環以再次在萃取段12 中從進料溶液中萃取磷酸鹽。相對大量的淨化劑殘留附著在分離的磷酸銨晶體上。這些量通常足夠大，使得昂貴的溶劑混合物的損失在經濟上是不可接受的。因此，優選也使這些量的淨化劑再循環。在圖2的實施方案中，磷酸銨生產設備10包括洗滌設備50，進而包括與沉澱物移除器40連接的洗滌器52。洗滌器52設置為用於洗滌分離的磷酸銨晶體。乾燥器M與洗滌器52連接並且設置為用於乾燥經洗滌的晶體。分離器60與洗滌器52連接並設置為用於分離從晶體上洗下的殘留淨化劑17。分離器60由此連接至用於磷耗盡的淨化劑16的萃取段12，用於將所分離的殘留淨化劑17再用於在萃取段12中進一步吸附磷。分離器還設置為用於提供殘留淨化劑耗盡的洗滌液59用於在洗滌器52中再用於洗滌晶體。根據本發明的一個實施方案，附著至經分離的磷酸銨晶體上的淨化劑通過用飽和磷酸銨水溶液洗滌磷酸銨晶體來移除。初始附著至晶體的淨化劑形成分離相，該分離相通常輕於濃水溶液並且如上所述是與水不混溶的。兩相由此彼此同時分離。由此，本實施方案的分離器60是設置用於分離淨化劑與所述飽和磷酸銨水溶液的相分離器。出乎意料地發現上述洗滌程序是高度有效的。發現經洗滌的磷酸銨晶體的碳含量低於商品高純度磷酸銨鹽的碳含量。據信利用飽和磷酸銨水溶液進行洗滌是動態過程，其中磷酸銨晶體持續溶解和重結晶，使得能夠有效移除所附著的溶劑。洗滌程序的操作既簡便又耗能低。與晶體分離的飽和磷酸銨溶液連續再循環用於進一步洗滌。飽和磷酸銨溶液的組成通過將所生產
12的磷酸銨鹽溶解在水溶液例如水、磷酸或其它酸/鹽溶液中製成。如前所述，經分離的水不混溶淨化劑被連續再循環以從進料溶液中萃取磷酸鹽。經洗滌的磷酸銨晶體此後在乾燥器M中乾燥。該乾燥可優選至少部分地利用得自冷卻無水氨與磷酸的混合的熱交換過程的熱進行。為此，如虛線箭頭37和39所示，乾燥器M連接至熱交換器30。乾燥器M由此設置為利用在熱交換器30中提取的至少部分熱來乾燥經洗滌的晶體。所生產的磷酸銨是完全水溶性的、金屬耗盡的並且可用於農業用途例如施肥或加肥灌溉。根據本發明的一個優選實施方案的洗滌過程的另一重要優點在於能夠控制磷酸銨的生產以生產與所沉澱的晶體的初始組成無關的MAP或DAP。如果MAP是期望的最終產品，則所用的洗滌溶液優選由磷酸單銨的飽和水溶液構成。漿料的PH通過添加例如磷酸或氨而控制並調節至PH值為2飛，優選3 5，最優選約4. 1。該程序導致生產與所沉澱的晶體的初始組成無關的MAP。以類似方式，如果DAP是期望的最終產品，則所用的洗滌溶液優選由磷酸二銨的飽和水溶液構成。漿料的PH通過添加例如氨而控制並調節至pH值為6 10， 優選疒9，最優選約8. 3。該程序導致生產與所沉澱的晶體的初始組成無關的DAP。以類似的方式，根據本發明可以生產MAP和DAP 二者。為此，洗滌器52還設置為用於控制磷酸單銨和/或磷酸二銨的飽和水溶液的PH。圖3示出根據本發明的一個實施方案的方法的步驟流程圖。磷酸銨的生產方法開始於步驟200。在步驟210中，提供含磷水不混溶液相。在步驟212中將無水氨添加至水不混溶液相。在一個特定實施方案中，添加步驟212包括監測水不混溶液相的電導率並且響應於所監測的電導率來控制無水氨的添加量。在另一特定實施方案中，添加步驟212包括監測水不混溶液相的PH並且響應於所監測的pH來控制無水氨的添加量。在步驟214中， 從水不混溶液相中沉澱出磷酸單銨和/或磷酸二銨。在步驟216中，在添加和沉澱步驟過程中水不混溶液相的溫度被控制為在預定溫度區間內。如下所要詳細討論的，實際控制步驟可以在添加和沉澱步驟之前、期間和/或之後進行。重要特徵在於確保添加和沉澱步驟期間的溫度保持在預定限值內。這在發生實際瞬間熱移除時較不重要。因此，步驟216可設置在步驟212和214之前、同時和/或之後。溫度控制通常包括從水不混溶液相中提取熱。該熱可以至少部分被用於通過加熱從液氨生產氣態氨。該氣態氨可用作在步驟212中添加的無水氨。在步驟218中，從水不混溶液相中萃取出沉澱的磷酸單銨和/或磷酸二銨。在圖3所示的實施方案中，該方法還包括步驟220，其中洗滌萃取的沉澱的磷酸單銨和/或磷酸二銨。在步驟222中，分離從晶體中洗出的殘留的水不混溶液相，即通常的淨化劑(如下所述)。所分離的殘留淨化劑優選被再用於進一步吸附磷以得到含磷水不混溶液相，如虛線箭頭2M所示。類似地，殘留淨化劑耗盡的洗滌液被再用於進一步洗滌晶體， 如虛線箭頭2 所示。在該特定實施方案中，使用磷酸銨飽和水溶液進行洗滌並且通過淨化劑與磷酸銨飽和水溶液的相分離進行殘留淨化劑的分離。經洗滌的晶體在步驟2 中乾燥。優選地，乾燥利用從控制溫度步驟中提取的至少部分熱。在一個優選實施方案中，控制磷酸單銨和/或磷酸二銨的飽和水溶液的PH以驅動化學反應生產特定組成的MAP和/或DAP。具體而言，可通過酸性pH得到純MAP並且可通過略微鹼性的PH得到純DAP，如前所述。
在圖3的實施方案中，提供含磷水不混溶液相的步驟210進而包括將磷從含磷水溶液吸附至對磷具有親和力的液體淨化劑中。這意味著加載有磷的淨化劑形成含磷水不混溶液相。根據圖3的實施方案的方法隨後還包括另一步驟230，即將萃取步驟218形成的再生淨化劑再用於步驟210中進一步吸附磷。該程序終止於步驟四9。晶體洗滌存在替代的途徑。附著的淨化劑可通過用沸點顯著低於淨化劑沸點並且結晶磷酸銨不溶於其中的有機溶劑從晶體中移除。用於洗滌的有機溶劑可以完全與水混溶。用於洗滌磷酸銨晶體的可能溶劑的例子包括丙酮(沸點56. 5 0C),甲醇(沸點64. 7°C) 等。回收的結晶磷酸銨可進行蒸餾處理以移除殘留的洗滌溶劑。所得的洗滌溶液可收集， 並且用於洗滌的有機溶劑可通過蒸餾與淨化劑分離。這樣的實施方案示於圖4中。洗滌器 52』在此設置為用於利用磷酸銨不溶於其中的有機洗滌溶劑來洗滌晶體。分離器60包括將氣相的洗滌溶劑61與仍表現為液體的殘留淨化劑17分離的蒸餾器64。從混合容積20提取的熱可優選還被用作蒸餾操作所需的至少部分熱源，如箭頭37和38所示。氣態洗滌溶劑61在冷凝器62中冷凝。從乾燥器M中，還產生氣態洗滌溶劑，乾燥器M還優選回連至冷凝器以進一步再利用。但是，作為一個小缺點，發現用有機溶劑洗滌晶體需要仔細考慮洗滌溶劑的流量和量。洗滌所需的洗滌溶劑的體積可能相對大。此外，該方法比前述方法略微複雜，需要更多能量用於通過蒸餾分離有機洗滌溶劑與有機淨化劑。目前，使用磷酸單銨和/或磷酸二銨的飽和水溶液的實施方案被認為是優選的。如前所簡述的，可採取不同方式進行從所述含磷水不混溶液相的實際熱提取。在圖2和圖4的實施方案中，熱交換器30整合在混合容積20中。目前認為這是優選方式，因為這提供良好受控的溫度。但是，也可以有替代方案。在圖5中，示出一個實施方案，其中熱交換器30設置為與離開沉澱物移除器40的水不混溶液相接觸。控制器34仍可基於溫度計32所測量的混合容積20內的溫度來控制。作為替代方案或除此之外，控制器34』可以基於利用溫度計32』測量的進入萃取段12的淨化劑的溫度來操作。這樣，主要控制進入萃取段12的淨化劑的溫度，進而使得下一循環中的混合容積內的含磷水不混溶液相的溫度保持在所要求的溫度區間內，特別是如果存在關於隨含磷水不混溶液相離開萃取段12 的假定的磷含量信息的話。換言之，通過控制進入萃取段12的淨化劑的溫度，將實現混合容積中的溫度的間接控制。這可能是在其中初始磷含量相對穩定或至少可預測的設備中的良好替代方案。進入萃取段12的淨化劑可隨後針對磷親和力來優化溫度。在圖6中，示出又一實施方案，其中熱交換器30設置為與離開萃取段12且在進入混合容積20之前的水不混溶液相接觸。在此，所述控制可基於混合容積中的溫度或進入混合容積20前的加載淨化劑的溫度或二者。進入混合容積前的淨化劑中的溫度隨後通過溫度計32』』並使用控制器34』』測量。這樣，加載淨化劑的溫度下降，並且混合容積20中的預期放熱反應將使水不混溶液相進入預定溫度區間。該實施方案在將氨添加和沉澱與殘液熱提取相結合有困難的應用中可能是有利的。上述具體實施方案只是磷酸銨生產方法和設備可如何設置的幾個示例。含磷水不混溶液相優選如前所述提供，但是也有其它可能性。含磷水不混溶液相可通過任意類型的離子交換過程提供。含磷水不混溶液相也可通過其它化學過程例如固相溶解來提供。同樣地，沉澱的MAP和/或DAP的後處理也只是一個目前優選的如何管理示例MAP和/或DAP 的示例。也可以使用其它更常規的技術，例如直接蒸餾沉澱物以直接蒸發淨化劑或其它溶劑而沒有任何洗滌步驟。此外，在淨化劑或其它溶劑不是非常昂貴並且在所生產的MAP/DAP 中作為雜質無害的特定應用中，可以完全移除洗滌程序。已經對不同系統進行測試以示出和驗證根據上述原理的方法和設備得到的優點。 一些實施例示於以下。實施例1
通過將由80體積％磷酸三丁酯和20體積％庚醇構成的pH值5. 9的有機溶劑暴露於磷酸水溶液而在該有機溶劑中加載1. 42M的H3PO415這兩個不混溶相首先徹底混合以促進磷酸的傳遞，隨後分離。經加載的PH值為-0.4的有機溶劑與過量的無水液氨(>50g NH3/升溶劑)接觸。在有機相中形成結晶固體。該固體通過離心和傾析與有機溶劑分離。經分離的固體用甲醇洗滌數次並在90°C下乾燥2小時。所回收的無機鹽由對應於98wt%的NH4H2PO4 和2wt%的(NH4)2HPO4的12. 3wt%的N和26. 8wt%的P構成。從有機溶劑中移除磷的效率發現高達99. 4%。實施例2
使用由80%磷酸三丁酯和20%三辛基/癸基胺構成的有機溶劑重複實施例1中所述的相同實驗。所回收的無機鹽由對應於90wt%的NH4H2PO4和10wt%的(NH4)2HPO4的13wt%的 N和26. 6wt%的P構成。實施例3
重複實施例1中所述的相同實驗，唯一的區別在於使用有限量的無水液氨(<20g NH3/ 升溶劑)。所回收的無機鹽由對應於99wt%的NH4H2PO4和lwt%的(NH4)2HPO4的12. 2wt%的 N和26. 9wt%的P構成。實施例4
重複實施例3中所述的相同實驗，唯一的區別在於使用由80體積％磷酸三丁酯和20體積％三辛基/癸基胺構成的有機溶劑。所回收的無機鹽由對應於97wt%的NHJ2PO4和3wt% 的(NH4)2HPO4 的 12. 4wt% 的 N 和 26. 8wt% 的 P 構成。實施例5
將用量經測量的無水液氨加入由80%磷酸三丁酯和20%庚醇構成的加載1. 42M的H3PO4 的溶劑中。作為氨添加量的函數的溶劑的PH和電導率(22°C)示於下表1中
權利要求
1.一種用於生產磷酸銨的方法，包括以下步驟 提供(210)含磷水不混溶液相(14)；添加(212)無水氨(18)至所述含磷水不混溶液相(14)中； 從所述水不混溶液相(14)沉澱(214)磷酸單銨和磷酸二銨中的至少其一； 在所述添加(212)和沉澱(214)步驟期間，控制(216)所述水不混溶液相(15)的溫度至預定溫度區間；和從所述水不混溶液相(15)萃取(218)所述沉澱的磷酸單銨和磷酸二銨中的至少其一。
2.根據權利要求1所述的方法，其特徵在於所述提供(210)含磷水不混溶液相(14)的步驟包括將磷從含磷水溶液吸附至對磷具有親和力的液體淨化劑中的步驟，由此所述加載有磷的淨化劑形成所述含磷水不混溶液相 (14)；和其特徵在於還在於將所述萃取(218)步驟形成的再生的所述淨化劑再用於進一步吸附磷的另一步驟。
3.根據權利要求1或2所述的方法，其特徵在於所述添加(212)步驟包括監測所述水不混溶液相(14)的電導率並且響應於所述監測的電導率來控制無水氨(18)的添加量。
4.根據權利要求1或2所述的方法，其特徵在於所述添加(212)步驟包括監測所述水不混溶液相(14)的pH並且響應於所述監測的pH來控制無水氨(18)的添加量。
5.根據權利要求廣4中任一項所述的方法，其特徵在於所述溫度控制(216)步驟包括在所述添加(212)和沉澱(214)步驟之前、期間和/或之後從所述水不混溶液相提取熱。
6.根據權利要求5所述的方法，其特徵在於所述無水氨(18)為氣態氨，並且其特徵還在於利用從所述溫度控制(216)步驟提取的至少部分所述熱來加熱以從液氨生產所述氣態氨的另一步驟。
7.根據權利要求廣6中任一項所述的方法，其特徵在於以下其它步驟 洗滌(220)所述萃取的沉澱的磷酸單銨和磷酸二銨中的至少其一的晶體；和乾燥(228)所述經洗滌的晶體。
8.根據權利要求7所述的方法，其特徵在於所述乾燥(228)步驟使用從所述溫度控制 (216)步驟提取的至少部分所述熱。
9.根據權利要求7或8所述的方法，其特徵在於以下其它步驟 分離(222)從所述晶體上洗滌出的殘留淨化劑(17)；再利用(224)分離的殘留淨化劑(17)用於進一步吸附待再用於進一步萃取的磷；和再利用(226)殘留淨化劑耗盡的洗滌液用於進一步洗滌所述晶體。
10.根據權利要求9所述的方法，其特徵在於所述洗滌(220)步驟包括用磷酸銨飽和水溶液洗滌；和所述分離(222)殘留淨化劑(17)的步驟包括所述淨化劑與所述磷酸銨飽和水溶液的相分離。
11.根據權利要求10所述的方法，其特徵在於以下其它步驟 控制所述磷酸單銨和/或磷酸二銨的飽和水溶液的PH。
12.根據權利要求9所述的方法，其特徵在於所述洗滌(220 )步驟包括利用磷酸銨不溶於其中的有機洗滌溶劑洗滌並且該有機洗滌溶劑具有低於所述淨化劑的沸點；和所述分離(222)殘留淨化劑(17)的步驟包括蒸餾所述洗滌溶劑。
13.一種用於生產磷酸銨的設備，包括 混合容積(20)；所述混合容積(20)具有用於含磷水不混溶液相(14)的進口(22)；所述混合容積(20)具有用於添加無水氨(18)至所述水不混溶液相(14)中的進口 ；設置為與所述水不混溶液相(15)接觸的熱交換器(30)；設置為用於操作所述熱交換器(30)以將所述混合容積(20)中的所述水不混溶液相 (14)的溫度保持在預定溫度區間內的控制器(34)；和設置為用於從所述混合容積(20)中移除沉澱的磷酸單銨和磷酸二銨中的至少其一的晶體的沉澱物移除器(40)。
14.根據權利要求13所述的設備，其特徵在於萃取段(12)，其設置為用於將磷從含磷水溶液吸附至對磷具有親和力的液體淨化劑中；所述萃取段(120)的用於加載有磷的淨化劑的出口連接至所述混合容積的含磷水不混溶液相的進口(22)，由此所述加載有磷的淨化劑形成所述含磷水不混溶液相(14)；、所述萃取段(12 )的用於磷耗盡的淨化劑(16 )的進口連接至所述混合容積(20 )並且設置為用於再利用在所述混合容積(20)中通過所述沉澱物移除器(40)的操作形成的再生的所述淨化劑用於在所述萃取段(12)中進一步吸附磷。
15.根據權利要求13或14所述的設備，其特徵在於用於監測所述水不混溶液相(14)的電導率的傳感器(26)；和連接至所述傳感器(26)並設置為用於響應於所述監測的電導率來控制無水氨(18)添加量的添加控制單元(28)。
16.根據權利要求13或14所述的設備，其特徵在於用於監測所述水不混溶液相(14)的pH的傳感器(26)；和連接至所述傳感器(26)並設置為用於響應於所述監測的pH來控制無水氨(18)添加量的添加控制單元(28)。
17.根據權利要求13 16中任一項所述的設備，其特徵在於所述熱交換器(30)操作用於從進入所述混合容積(20)的所述含磷水不混溶液相(14)、從所述混合容積(20)內的所述水不混溶液相(14)和/或從離開所述混合容積(20)的磷耗盡的水不混溶液相(17)中提取熱。
18.根據權利要求17所述的設備，其特徵在於液氨源(19)；加熱器單元(23)，其連接至所述液氨源(19)並且連接至或與所述熱交換器(30)形成一體，所述加熱器單元(23)設置為用於利用在所述熱交換器(30)中提取的熱來生產氣態氨；所述混合容積(20 )的用於添加無水氨(18 )的進口連接用於從所述液氨源(19 )提取所述氣態氨。
19.根據權利要求13 18中任一項所述的設備，其特徵在於洗滌器(52、52』)，其連接至所述沉澱物移除器(40)並且設置為用於洗滌所述晶體；和乾燥器(54)，其連接至所述洗滌器(52、52』)並且設置為用於乾燥所述經洗滌的晶體。
20.根據權利要求19所述的設備，其特徵在於所述乾燥器(54)連接至所述熱交換器 (30)並且設置為用於利用在所述熱交換器(30)中提取的所述熱來乾燥所述經洗滌的晶體。
21.根據權利要求19或20所述的設備，其特徵在於分離器(60)，其連接至所述洗滌器(52、52』)並且設置為用於分離從所述晶體洗滌出的殘留水不混溶液相(17);所述分離器(60)連接至所述萃取段(12)的用於磷耗盡的水不混溶液相(17)的所述進口，用於再利用所述經分離的殘留水不混溶液相(17)用於在所述萃取段(12)中進一步吸附磷；和所述分離器(60)還設置為用於提供殘留水不混溶液相耗盡的洗滌液(59)以再用於在所述洗滌器(52、52』)中洗滌晶體。
22.根據權利要求21所述的設備，其特徵在於所述洗滌器(52)設置為用於利用磷酸銨飽和水溶液洗滌所述晶體；和所述分離器(60)包括設置為用於分離所述水不混溶液相(17)與所述磷酸銨飽和水溶液的相分離器(58)。
23.根據權利要求22所述的設備，其特徵在於所述洗滌器(52)設置為用於控制所述磷酸單銨和/或磷酸二銨的所述飽和水溶液的pH。
24.根據權利要求21所述的設備，其特徵在於所述洗滌器(52』)設置為用於利用磷酸銨不溶於其中的有機洗滌溶劑洗滌所述晶體並且該有機洗滌溶劑具有低於所述水不混溶液相(17)的沸點；和所述分離器(60)包括蒸餾器(64)。
全文摘要
一種用於生產磷酸銨的方法，包括提供(210)含磷水不混溶液相；添加(212)無水氨至所述水不混溶液相中；從所述水不混溶液相沉澱(214)磷酸單銨和/或磷酸二銨；和從所述水不混溶液相萃取所述沉澱的磷酸單銨和/或磷酸二銨。該方法還包括在所述添加(212)和沉澱(214)步驟期間，控制(216)所述水不混溶液相的溫度至預定溫度區間。
文檔編號C01B25/46GK102448877SQ200980159552
公開日2012年5月9日 申請日期2009年9月18日 優先權日2009年5月27日
發明者科亨 Y. 申請人:易開採瑞典有限公司