年處理400噸中釔富銪混合稀土分離廠設計

喜歡就充值下載吧。。資源目錄里展示的文件全都有，，請放心下載，，有疑問咨詢QQ:1064457796或者1304139763 ==================== 喜歡就充值下載吧。。資源目錄里展示的文件全都有，，請放心下載，，有疑問咨詢QQ:1064457796或者1304139763 ==================== 第一章 總論 1.1概述 1.2建設規模和產品方案 1.2.1建設規模 本設計的稀土分離廠年處理能力為混合稀土氧化礦400噸，原料配分見表1-3所示。 表1-3 稀土原料配分(w%) REO La2O3 CeO2 Pr6O11 Nd2O3 Sm2O3 Eu2O3 Gd2O3 Tb4O7 w% REO Dy2O3 Ho2O3 Y2O3 Er2O3 Tm2O3 Yb2O3 Lu2O3 SUM w% 1.2.2產品方案 由原料配分可知，該原料屬于高釔重稀土型稀土礦，根據高釔重稀土型離子礦的特點、國內外的稀土市場的行情和投資總額，可以制定出好的產品方案。產品方案見表1-4所示。 表1-4 產品方案 產 品 規 格 輕稀土富集物 稀土總量≥92% 中、重稀土相對含量＜0.1% 中稀土富集物 稀土總量＞95% 輕、中稀土各相對含量＜0.1% 鋱富集物 稀土總量＞95% TbO/∑REO＞50% 氧化鏑 稀土含量＞99% DyO/∑REO＞99% 非釔重稀土 稀土總量＞95% YO/∑REO＜1% ErO/∑REO＞40% 輕、中稀土各相對含量＜0.1% 氧化釔 稀土總量＞99% YO/∑REO＞99.95% 1.3廠址論證[7] 本廠廠址選擇在贛州水東鎮, 現作簡單論證如下： 1、該廠廠址的東北方向是該廠所在地，通風條件好，而且位于其主要風向的側面下游，對減輕城市環境污染和對農業的危害顯然是有利的。 2、該廠段臨近已開通的京九、贛龍鐵路，位于323、105 國道旁，加之有贛粵高速公路，公路交通四通八達，靠近贛州黃金機場，有較大的河流（贛江）流經，稀土、鹽酸、碳銨、草酸等原料及產品供銷均可利用方便的鐵路、公路、航空、水路等，故交通運輸十分方便。 3、該廠處于較大的供電網絡內，位于寬大的河流（章江、貢江）之畔。另外贛州自來水廠及水東鎮自來水公司都能提供水，具有良好的供電供水條件。 4、該廠所在的地區（江西贛南）稀土原料礦產十分豐富，雖然不在原料基地，但距各原料供應地較近，可減少運輸費用。 5、該廠建在我國衛生城市市贛州的郊區，加之這里已經有多家稀土廠，故除了具備良好的協作條件外，還對全國的工業布局和該地經濟的發展起十分重要的作用。 綜上所述，該廠的廠址選擇是較合理的。 1.4企業組成[8] 企業實行廠長負責制，為了節約人員與資金，力求精干、高效、節約的原則，本廠設立由廠長直接管理各分處的統籌模式，廠部下設經營管理、生產、總務等三處。 總務處包括福利、勞動人事、保衛、教育、培訓等。 經營管理處包括財務管理、倉庫管理、供銷等職能。 生產處則包括原料的供給、萃取分離等。 生產輔助設施有鍋爐房、機電維修、分析與檢測、水電處理室、“三廢”處理等。 1.5主要設計原則[9] 總原則：本設計遵循改革開放，對外搞活的方針，以適應國內外稀土市場的需求，建設以南方重稀土礦為原料，生產單一稀土產品的稀土分離廠。在工藝設備廠房的設置上盡量考慮生產的靈活性、可變性和發展的可行性，設計有較大的適用性，使企業有較強的生存能力。 1、搞好綜合利用，努力提高產品收率和質量，降低成本，使企業有較強的市場競爭能力。 2、利用有利的地形條件，提高土地利用率，節省資金投入。 3、盡量采用可靠、實用、先進的工藝技術和設備，使企業投產后有較高的效益水平。 4、本設計采用及考慮到一些原則： (1)工藝上采用了兩出口與三出口相結合的分離技術，并由計算機編程計算出各工序的工藝參數； (2)采用了下進料式的萃取設備； (3)皂化采用了連續皂化的先進技術； (4)車間配置上充分利用斜坡地形優勢，各工段工序采用一條龍銜接，其中酸溶因產生酸霧必須與其他工序分開； (5)采用了全回流反萃技術，降低了平衡水相的酸度，從而大大減少了試劑的耗量。 5、此處充分考慮了酸溶渣(廢渣)、廢氣、廢水等三廢處理，并在有關車間的地面、墻、柱作了防腐處理。 第二章 冶煉工藝 2.1稀土原料及輔助材料 2.1.1稀土原料及配分 本廠的稀土原料是來自江西、廣東、福建三省的南方離子礦。年處理**噸高釔重稀土，原料配分見表2-1所示。 表2-1 稀土原料配分(w%) REO La2O3 CeO2 Pr6O11 Nd2O3 Sm2O3 Eu2O3 Gd2O3 Tb4O7 w% REO DyO Ho2O3 Y2O3 Er2O3 Tm2O3 Yb2O3 Lu2O3 SUM w% 原料中稀土量占92%，其他占8%。 2.1.2化工原材料年耗量及來源 表2-2 化工原材料年耗量及來源 序號 名稱 規格 年耗量（噸/年） 來源 1 P507 工業級 南昌 2 煤油 工業級 南昌 3 鹽酸 工業級 贛州 4 堿液 工業級 贛州 5 草酸 工業級 贛州 6 碳銨 工業級 贛州 7 混合醇 工業級 廣州、上海 8 環烷酸 工業級 廣州、上海 2.2工藝流程 2.2.1工藝流程的選擇 2.2.1.1 溶劑萃取法 溶劑萃取分離法是指含有被分離物質的水溶液與互不相溶的有機溶劑接觸，借助于萃取劑的作用，使一種或幾種組分進入有機相，而另一些組分仍留在水相，從而達到分離的目的。 由于溶劑萃取法具有處理容量大，反應速度快，分離效果好的優點，它已經成為國內外稀土工業生產中分離提取稀土元素的主要方法，也是分離制備高純單一稀土化合物的主要方法之一。用溶劑萃取分離法在工業上實現了純度達5N的單一稀土產品。盡管稀土萃取化學與分離工藝研究自60年代以來一直很活躍，所研究的萃取劑種類很多，但是用于工業分離稀土的萃取劑有TBP、P350、P204、P507、環烷酸及異構酸等。 目前，溶劑萃取法的實踐和理論正處在蓬勃發展的階段，稀土新萃取劑的研究，新萃取分離工藝的研究，萃取機理和萃取化學規律的研究日益受到人們的重視。 2.2.1.2萃取劑的選擇 環烷酸目前仍然是提取釔的最佳萃取劑，利用環烷酸從稀土溶液中萃取稀土的pH1/2值的差異，通過控制水相pH值，使除釔外的稀土離子萃入有機相，而在水相中得到純釔產品。 表2-3 稀土的pH1/2 元素 La Ce Pr Nd Sm Eu Gd pH1/2 3.96 3.89 3.78 3.74 3.73 3.62 3.76 元素 Dy Ho Er Tm Yb Y pH1/2 3.73 3.91 3.84 3.92 4.02 4.30 其他工序的常用萃取劑有P204、P507。它們的結構簡式分別為： RO O RO O P P RO OH R OH P204 P507 R是推電子基，RO是拉電子基，故隨著R基的增加，RO基的減少，OH鍵由于正誘導效應而得到增強，故氫離子難電離，即酸性減弱，所以P507萃取稀土元素的分配比低于P204，當它萃取中、重稀土（包括鈧）時，所需的水相酸度較低，反萃液的酸度也較低。因此，在鈧、釔、鑭系元素的分離上優于P204，特別是氨化P507萃取分離稀土元素可提高萃取容量和分離系數。在本設計中，選擇P507作Nd/Sm分組、Dy/Ho分組及Gd/Tb/Dy分組等工序的萃取劑。 2.2.2工藝流程 根據原料組成及產品方案確定工藝原則流程： 料液 環烷酸提釔 Nd/Sm分組 Dy/Ho分組 Gd/Tb/Dy分組 沉淀 灼燒 包裝 工藝原則流程圖見附錄一。 下面對工藝流程的主要工序進行簡要敘述。 2.2.2.1前處理工序 過程用水和鹽酸需要凈化，水凈化通常采用離子交換法，鹽酸凈化主要是除去Fe和其他有害雜質。 2.2.2.2酸溶工序 用于分離的稀土精礦是以氧化物的形式存在的。為了用溶劑萃取法分離稀土，必須使之轉化為溶液。通常用HCl將稀土精礦溶解，控制pH值可除去部分Ca2+、Mg2+、Fe3+。產出的酸溶渣中仍含有少部分稀土，可用于進一步分離，稀土料液送往配料工序。酸溶工序的溫度控制在70～90℃，但無須外部加熱設備，利用稀土和HCl反應放熱即可，同時酸溶中常加入三號絮凝劑（聚丙烯酰胺）和BaCl2 （用以除去溶液中的 SO42-）。 2.2.2.3各萃取分組工序簡介 1、環烷酸提釔：有機相為20%環烷酸+20%混合醇+60%煤油，通過萃取使非釔稀土進入有機相，而釔留在水相，從而達到了提釔的目的。此過程所需級數較多。 2、Nd/Sm分組工序：利用P507—HCl體系及對稀土元素的正序萃取，可使Sm以后的中、重稀土萃入有機相，而使La～Nd輕稀土留在水相，從而達到富集輕稀土的目的。萃取液是富集了中、重稀土的溶液，經反萃采用水相進料用于下一步的分離，萃余液用于產出輕稀土富集物產品。 3、Dy/Ho分組工序：同樣利用P507—HCl體系及對稀土元素的正序萃取對Nd/Sm分組萃取液反萃后的水相進行Dy/Ho分組。萃余液是中稀土的富集物，萃取液是重稀土的富集物，萃余液用于下一步的分離。 4、Gd/Tb/Dy分組工序：同樣利用P507—HCl體系及對稀土元素的正序萃取，采用水相進料三出口工藝，其水相出口是中稀土富集物Sm～Gd，有機相出口是Dy，第三出口是Tb的富集物。 2.2.2.4后處理工序——沉淀、過濾、灼燒 萃取分離后得到的溶液通常用草酸或碳銨作沉淀劑，一般產量較大的選擇碳銨，產量較少的選擇草酸，控制沉淀pH值、溫度以及沉淀的時間，使稀土沉淀下來，而雜質留在溶液中。沉淀后的稀土經三足式離心機過濾，除去懸浮物和部分雜質，然后灼燒。灼燒設備為隧道窯或馬弗爐，灼燒后即得到各種氧化稀土產品。 2.3主要工序工藝技術條件的確定 2.3.1前處理工序工藝條件 鹽酸除鐵：采用N235除鐵或用717#強堿性陰離子交換樹脂除鐵 水的凈化：采用離子交換法 2.3.2 酸溶工序工藝條件 1、工業鹽酸：9mol/l，Fe<5mg/l 2、鹽酸用量：RE2O3：HCl=1：2(W/V) 3、反應溫度：70～90℃ 4、終點pH： 3～3.5 5、反應時間：1～2小時 6、稀土收率：95% 7、調漿用水：RE2O3：H2O=1：1.25（W/V） 8、產渣率：以干渣計4% 2.3.3萃取分組工序工藝條件 2.3.3.1環烷酸提釔工序 1. 料液：(M)F =1.0mol/l pH=3～4 2. 有機相：20%環烷酸+20%混合醇+60%煤油，用NaOH皂化，皂化度90%，飽和容量s=0.2 mol/l。 用環烷酸萃取時，Y的pH 1/2值較其他稀土元素大，更難萃入有機相。因而可以用控制水相pH值的方法，使除Y以外的稀土離子萃入有機相，而在水相得到純釔產品。環烷酸萃取劑使用前需用濃NH4OH或NaOH等水溶液皂化，才能定量萃取稀土離子，控制平衡水相的pH值。皂化時往含此萃取劑的有機相中加入大量的堿液，水并不從有機相析出，而形成外觀清澈透明的溶液，并使有機相產生很大的相體積變化[10]。 3. 反萃：采用全回流反萃：即用3 mol/l HCl進行全反，反萃后的水相一部分作洗液，一部分作非Y重稀土的出口水相。洗滌段平衡水相稀土濃度：(M)n+1=1.0 mol/l；余酸為0。 4. 工藝參數計算： PB1=0.9995 An+m=0.99 βRE/Y= 1.45 由計算機編程計算得出的分離指標及出口分數、平均分子量如下： Ra=0.9986 Rb=0.9963 ??fa=0.2687 ?fb=0.7313 fa’=0.2710 fb’=0.7290 ??????????平均分子量=131.2667 工藝參數計算結果見表2-4所示。 表2-4 環烷酸提釔工藝參數計算結果 K S W EM EM1 N M R=S*(N+M) 確定K=0.95一組為最優工藝參數，因為理論上R最小原則為最優，即K=0.85時，R=198.5589最小。但是在實際生產時，我們應該從企業的效益來考慮，在生產中我們要盡量減少試劑耗量（即酸、堿、有機相等耗量）來降低生產成本及提高企業效益。所以我們選用K=0.95這一組，即=2.6334，W=2.3623，N=55，M=25。 考慮到級效率η=80%，則實際級數：N=69，M=32，N+M=101級，另外加上兩級鈉皂和三級稀土皂及反萃10級，共116級。 5. 流比： MF = 1.0 (M) F = 1.0mol/l = 0.2 mol/l VF = MF / (M)F = 1.0 / 1.0 = 1.0 VS = / s = 2.6334 / 0.2 = 13.167 Vw = W/(M)n+1 = 2.3623 / 1.0 = 2.3623 皂化用30%的10mol/l NaOH（工業級） VNaOH = VS×3.32×20%×90%÷10=0.8743 非釔重稀土出口濃度：1.0 mol/l V反 = /1.0=2.6334/1.0=2.6334 非釔重稀土出口流量：VA= V反- Vw=2.6334-2.3623=0.2711 萃取段濃度： (M)1 -n=(W+1)/(VF+VW)=(2.3623+1)/(1.0+2.3623)=1.0 mol/l 用于稀土皂流量：V稀土皂= /(M)1=2.6334/1.0=2.6334 萃余液流量：V1=VF+VW- V稀土皂=1+2.3623-2.6334=0.7289 流比：VS ：VF ：VW ：VNaOH ：V稀土皂：V1 ：V反：VA =13.167：1：2.3623：0.8743：2.6334：0.7289：2.6334：0.2711 2.3.3.2 Nd/Sm分組工序 1. 料液 (M)F=1.0 mol/l pH=3～4 2. 有機相 1.5mol/l P507+煤油，用NaOH皂化，皂化度36%，飽和容量 s =0.18 mol/l 若不進行皂化，則3(HA)2+RE3+=RE(HA2)3+3H+生成的H+進入水相，使得平衡水相pH值降低，造成P507中的H+難以電離甚至不電離，使得萃取反應受影響，反應不完全。 Na皂化的機理：NaOH-+(HA)2(O)= NaHA2+H2O 稀土皂化的機理：RE3++3 NaHA2(O)= RE(HA2)3(O)+3 Na+ 皂化的作用[11]：可以提高第一級水相出口的稀土濃度； 可以減少Na等非稀土雜質的含量。 Nd/Sm分組需反萃，出口有機相經反萃直接作下段的Dy/Ho分組的水相進料，出口水相留后序工序處理。 ??3. 洗液 洗滌段平衡水相稀土濃度：(M)n+1~n+m=0.8 mol/l； 平衡水相酸度：0.1 mol/l 洗液酸度：2.5 mol/l 4. 工藝參數計算 PB1=0.999 An+m =0.999 βNd/Sm=6.0 Ra=0.9996 Rb=0.9972 fa=0.7352 fb=0.2648 fa’=0.7357 fb’=0.2643 ?平均分子量=181.26 Nd/Sm分組工藝參數計算結果見表2-5所示。 由表2-5，確定K=0.90一組為最優工藝參數，因為理論上R最小原則為最優，即K=0.60時，R=15.0452最小。但是在實際生產時，我們應該從企業的效益來考慮，在生產中我們要盡量減少試劑耗量（即酸、堿、有機相等耗量）來降低生產成本及提高企業效益。所以我們選用K=0.90這一組，即 =0.9847，W=0.2490，N=9，M=13。 考慮到級效率η=80%，則實際級數：N=12，M=17，N+M=29級，另外加上兩級鈉皂和三級稀土皂及反萃10級，共44級。 表2-5 Nd/Sm分組工藝參數計算結果 K S W EM EM1 N M R=S*(N+M) ??????5. 流比 ?????????(M) F = 1.0mol/l s = 0.18 mol/l VF = MF / (M)F = 1.0 / 1.0 = 1.0 VS = / s = 0.9847 / 0.18 = 5.4706 Vw = W/(M)n+1 = 0.2490 / 0.8= 0.3113 ?皂化用30%的10mol/l NaOH（工業級） VNaOH = VS×1.5×36%÷10=0.2954 ?易萃組分出口濃度：0.8mol/l V反 = / 0.8 =0.9847/0.8=1.2309 ?易萃組分出口流量：VA= V反- Vw=1.2309-0.3113=0.9196 ??萃取段濃度：(M)1 - n=(W+1)/(VF+VW) ??=(0.2490+1)/(1.0+0.3113)=0.9525 mol/l ?用于稀土皂流量：V稀土皂= /(M)1=0.9847/0.9525=1.0338 ?萃余液流量：V1=VF+VW- V稀土皂=1.0+0.3113-1.0338=0.2775 ?流比：VS ：VF ：VW ：VNaOH ：V稀土皂：V1 ：V反：VA =5.4706：1：0.3113：0.2954：1.0338：0.2775：1.2309：0.9196 2.3.3.3 Dy/Ho分組工序 1. 料液 (M)F=0.8 mol/l pH=3～4 2. 有機相 1.5mol/l P507+煤油，用NaOH皂化，皂化度36%， 飽和容量 s =0.18 mol/l 3. 洗液 ?洗滌段平衡水相稀土濃度：(M)n+1~n+m=1.6667 mol/l ?平衡水相酸度：0.5 mol/l 洗液酸度：5.5 mol/l 4. 工藝參數計算 ?PB1=0.99 An+m =0.999 Ra=0.9815 Rb=0.9995 ?fa=0.3533 ? fb=0.6467 ? ?fa’=0.3471 fb’=0.6529 ?? ?平均分子量=186.21 βDy/Ho =2.0 ??????????? 計算機編程Dy/Ho分組工藝參數計算結果見表2-6所示。 表2-6 Dy/Ho分組工藝參數計算結果 K S W EM EM1 N M R=S*(N+M) 確定K=0.95一組為最優工藝參數，因為理論上R最小原則為最優，即K=0.80時，R=47.5010最小。但是在實際生產時，我們應該從企業的效益來考慮，在生產中我們要盡量減少試劑耗量（即酸、堿、有機相等耗量）來降低生產成本及提高企業效益。所以我們選用K=0.95這一組，即=1.4202，W=1.0731，N=15，M=19。 考慮到級效率η=80%，則實際級數：N=19，M=24，N+M=43級，另外加上兩級鈉皂和三級稀土皂及反萃10級，共58級。 5. 流比 MF = 1.0 ， (M) F = 0.8mol/l ， s = 0.18 mol/l VF = MF / (M)F = 1.0 / 0.8= 1.25 VS = / s = 1.4202 / 0.18 = 7.89 Vw = W/(M)n+1 = 1.0731 / 1.6667= 0.6438 皂化用30%的10mol/l NaOH（工業級） VNaOH = VS×1.5×36%÷10=0.4252 易萃組分出口濃度：1.6667mol/l V反 = / 1.6667=1.4202/1.6667=0.8521 易萃組分出口流量：VA= V反- Vw=0.8521-0.6438=0.2083 萃取段濃度：(M)1 - n=(W+1)/(VF+VW)=(1.0731+1)/(1.25+0.6438)=1.0947mol/l 用于稀土皂流量：V稀土皂=/(M)1=1.4202/1.0947=1.2973 萃余液流量：V1=VF+VW- V稀土皂=1.25+0.6438-1.2973=0.5965 流比：VS ：VF ：VW ：VNaOH ：V稀土皂：V1 ：VA =7.89：1.25：0.6438：0.4252：1.2973：0.5965：0.2083 =6.312：1：0.5150：0.3402：1.0378：0.4772：0.1666 2.3.3.4 Gd/Tb/Dy分組工序 1. 料液 來自Dy/Ho分組出口水相，即水相進料(M)F=1.0947 mol/l pH=3～4 2. 有機相 1.5mol/l P507+煤油，用NaOH皂化，皂化度36%， 飽和容量 s =0.18 mol/l 3. 洗液 洗滌段平衡水相稀土濃度：(M)n+1~n+m=1.6667 mol/l； 平衡水相酸度：0.5 mol/l, 洗液酸度：5.5 mol/l 4. 工藝參數計算 An+m =0.9995 ； PBI=0.5 ； PC1=0.999； RC=0.999； ?βTb/Dy=2.5 ； βDy/Ho=2.0； Ra=0.8522； Rb=0.9887； fa=0.4121； fb=0.0621 ； fc=0.5257； fa’=0.3514； fb’=0.1229 ； fc’=0.5257 ?平均分子量=182.397 計算機編程計算Gd/Tb/Dy分組工藝參數計算結果見表2-7所示。 =0.9682時，R=27.1095最小,故選用=0.9682一組為最優工藝參數，即有=0.9682，W=0.6168， PCN=0.4858，PAN=0.4257， PBN=0.0886，I=4， N=8，M =16。 考慮到級效率η=80%，則實際級數：N=10，M=20，I=5，第三出口開在洗滌段，另外加上兩級鈉皂和三級稀土皂及反萃10級，共50級。 表 2-7 Gd/Tb/Dy分組工藝參數計算結果 S W PCN PAN PBN I N M R=S*(N+M+I) 0.9182 0.5668 0.4648 0.4489 0.0864 4 8 18 27.5459 0.9682 0.6168 0.4858 0.4257 0.0886 4 8 16 27.1095 1.0182 0.6668 0.5048 0.4048 0.0905 5 8 15 28.5095 1.0682 0.7168 0.5221 0.3858 0.0921 5 7 14 27.7731 1.1182 0.7668 0.5380 0.3686 0.0935 5 7 14 29.0731 1.1682 0.8168 0.5525 0.3528 0.0947 5 7 13 29.2049 1.2182 0.8668 0.5659 0.3383 0.0957 5 7 13 30.4549 1.2682 0.9168 0.5783 0.3250 0.0967 5 7 13 31.7049 1.3182 0.9668 0.5898 0.3127 0.0975 5 7 12 31.6367 1.3682 1.0168 0.6005 0.3012 0.0982 5 7 12 32.8367 5．流比 MF = 1.0 (M) F = 1.0947mol/l s = 0.18 mol/l VF = MF / (M)F = 1.0 / 1.0947 = 0.9135 VS = / s = 0.9682/ 0.18 = 5.3789 V水= VS /10=5.3789/10=0.5379 Vw = W/(M)n+1 = 0.6168 / 1.6667= 0.3701 VNaOH = VS×1.5×36%÷10=0.2905 VI=fb’/(M)n+1=0.1229/1.6667=0.0737 易萃組分出口濃度：1.6667mol/l VA=fa’/(M)n+m =0.3514/1.6667=0.2108 V反= VA + Vw=0.2108+0.3701=0.5809 萃取段濃度：(M)1 -n=(W+1-fb’)/(VF+VW -VI) =(0.6168+1-0.1229)/(0.9135+0.3701-0.0737)=1.2347mol/l 用于稀土皂流量：VRECl3= /(M)n = 0.9682/1.2347=0.7842 萃余液流量：V1=Vw+VF-VI- VRECl3=0.3701+0.9135-0.0737-0.7842=0.4257 流比：VS ：VF ：VW ：VNaOH ：V稀土皂：V1 ：VI：VA ：V水 =5.3789：0.9135：0.3701：0.2905：0.7842：0.4257：0.2108：0.1115：0.5181 =5.8882：1：0.4051：0.3180：0.8585：0.4660：0.2308：0.1221：0.5672 萃余液送沉淀、灼燒工序制取中稀土化合物。 第三出口液送沉淀，灼燒工序制取氧化鋱富集物。 萃取段出口液經反萃送沉淀、灼燒制取氧化鏑。 2.3.4產品處理工藝條件 2.3.4.1沉淀工序 沉淀工藝的選擇對本設計是一個重要的環節，它會直接影響到本設計企業的經濟效益。為此，從市場的信息考慮，本設計分別采用了草酸和碳銨作沉淀劑，其中鋱富集物等貴重金屬稀土產品為了取得更好的效果，本設計則使用草酸作沉淀劑，其余的則使用廉價的碳銨作沉淀劑。 另外，為了保證產品的收率和沉淀產品顆粒分布均勻，本設計采用把沉淀劑先配成溶液形式，產品的回收率達98%。 1. 使用碳銨作沉淀劑時： 輕稀土富集物、中稀土富集物、高釔重稀土富集物與碳銨的比例： REO：碳銨=1：3 沉淀溫度：70℃～90℃ 沉淀pH值：7± 洗滌時，水：濾餅=10：1（洗滌3次） 2. 使用草酸作沉淀劑時： 草酸：輕稀土=1.4：1 草酸：中稀土=1.5：1 草酸：重稀土=1.6：1 沉淀溫度：60℃～80℃ 沉淀pH值：1.5～2.0 洗滌時，水：濾餅=10：1（洗滌3次，最后一次洗滌時洗水中含1%的H2C2O4溶液） 產品沉淀后得稀土草酸鹽，其中稀土占稀土草酸鹽的40%，由此知稀土草酸鹽量，從而進行下一步的灼燒工序。 2.3.4.2灼燒工序 灼燒時，必須保證灼燒的額定溫度和恒溫時間，經過灼燒、保溫及冷卻后，稀土產品方可包裝入庫，包裝工序應保持環境清潔，以保證產品質量。 中稀土富集物及重稀土富集物純度不高，故可用一臺隧道窯。 工藝條件： 1、 灼燒時間：2～3小時 2、 灼燒溫度：850℃～1000℃ 3、 灼燒設備：隧道窯和馬弗爐 4、 回收率：98% 2.4冶金計算 2.4.1計算的依據 本設計冶金計算依據包括以下幾個方面： 1. 氧化稀土的配分及總量 表2-8 高釔重稀土離子吸附型稀土礦配分（w%） REO La2O3 CeO2 Pr6O11 Nd2O3 Sm2O3 Eu2O3 Gd2O3 Tb4O7 w% 2.10 0.78 1.10 5.10 3.20 0.25 5.69 1.13 REO Dy2O3 Ho2O3 Y2O3 Er2O3 Tm2O3 Yb2O3 Lu2O3 SUM w% 7.48 1.60 62.90 4.26 0.60 3.34 0.47 100 2. 生產過程各段收率 表2-9 生產過程中各段收率表(%) 工序 輕稀土富集物 中稀土富集物 鋱富集物 氧化鏑 非釔重稀土 氧化釔 酸溶 95 95 95 95 95 95 RE/Y 99 99 99 99 99 99 Nd/Sm 99 99 99 99 99 / Dy/Ho / 99 99 99 99 / Gd/Tb/Dy / 99 99 99 / / 沉淀 98 98 98 98 98 98 灼燒包裝 98 98 98 98 98 98 直收率 89.42 87.64 87.64 87.64 88.53 90.33 ?3. 生產能力即年處理量：350T ?????????4. 年工作日300天，由年處理量進一步確定日處理原料量 ???5. 有機相循環損耗：P507損耗0.05%，環烷酸損耗0.05%，煤油損耗0.1%，混合醇損耗0.1%。 2.4.2本設計的工藝條件 本設計的工藝條件為： 1.??年處理能力：350噸 ； 2. 年工作日：300天； ?3. 稀土總量：∑RE2O3≥92% ；? 4. 堆比重：0.805 2.4.3物料平衡計算的結果（以一天的物料量為基準計算） 2.4.3.1酸溶工序 工藝條件： 1、 H2O：稀土=1.25：1（V/W） 2、 鹽酸：稀土=2：1（V/W） 3、 回收率：95% 4、 渣率：4% 5、 機械損失：1% 6、 渣含稀土：31.5% 表2-10 酸溶工序冶金計算平衡表 投入量kg或L 產出量kg或L 物料名稱及量 kg或L REO % 折REO kg 產出物名稱及量 Kg或L 含REO % 折REO kg 稀土原料 1166.67 92% 1073.34 RECl3溶液 3791.66 95% 1019.67 工業鹽酸 2333.33 / / 酸溶渣 136.27 31.5% 42.93 水 1458.33 / / 機械損失 / 1% 10.73 2.4.3.2萃取工序 工藝條件： 1. 收率99% 2. 槽內皂化 2.4.3.2.1環烷酸提釔工序物料平衡表 表2-11 環烷酸提釔工序冶金計算平衡表 投入量kg或L 產出量kg或L 物料名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 產出物名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 料液 7767.92 131.3 1019.67 萃余液 5607.88 112.9 633.13 3mol/lHCl 18350.16 / / 反萃后液 2076.19 181.26 376.33 皂化用NaOH 5522.99 / / 排廢水量 19980.74 / / 有機相 環烷酸 混合醇 煤油 102280.2 / / 空白有機相 102188.14 / / 20456.04 / / 有機相損失 92.06 20456.04 / / / / / / 61368.12 / / 機械損失 / 1% 10.20 2.4.3.2.2 Nd/Sm分組工序物料平衡表 表2-12 Nd/Sm分組工序冶金計算平衡表 投入量kg或L 產出量kg或L 物料名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 產出物名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 料液 2076.19 181.26 376.33 萃余液 570.37 159.58 91.02 2.5mol/lHCl 646.32 / / 反萃后液 1890.10 148.96 281.55 皂化用NaOH 613.31 / / 排廢水量 875.35 / / 有機相 P507 煤油 11358 / / 空白有機相 11349.48 / / 5679 / / 有機相損失 8.52 / / 5679 / / 機械損失 / 1% 3.76 2.4.3.2.3 Dy/Ho分組工序物料平衡表 表2-13 Dy/Ho分組工序冶金計算平衡表 投入量kg或L 產出量kg或L 物料名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 產出物名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 料液 1890.10 148.96 281.55 萃余液 893.32 199.67 178.37 5.5mol/lHCl 973.40 / / 反萃后液 311.72 321.96 100.36 皂化用NaOH 643.01 / / 排廢水量 2301.47 / / 有機相 P507 煤油 11930.31 / / 空白有機相 11921.35 / / 5965.16 / / 有機相損失 8.96 / / 5965.16 / / 機械損失 / 1% 2.82 2.4.3.2.4Gd/Tb/Dy三出口分組工序物料平衡表 表2-14 Gd/Tb/Dy三出口分組工序冶金計算平衡表 投入量kg或L 產出量kg或L 物料名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 產出物名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 料液 893.32 199.67 178.37 萃余液 412.25 220.57 90.93 5.5mol/lHCl 361.88 / / 第三出口 71.33 311.53 22.22 皂化用NaOH 284.08 / / Dy出口量 204.13 310.83 63.45 有機相 P507 煤油 5260.05 / / 空白有機相 5256.1 / / 2630.02 / / 有機相損失 3.95 / / 2630.02 / / 廢水 851.57 / / / / / / 機械損失 1% 1.78 2.4.3.2.5萃取工序冶金計算結果總表 表2-15 萃取工序冶金計算結果總表 投入量kg或L 產出量kg或L 物料名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 產物名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 進料量 7767.92 131.3 1019.67 輕稀土富集物 570.37 159.58 91.02 進有機相量 102280.2 / / Tb富集物 71.33 311.53 22.22 11358 / / 重稀土富集物 311.72 321.96 100.36 11930.31 氯化釔 5607.88 112.9 633.13 5260.05 氯化鏑 204.13 310.83 63.45 環烷酸 20456.04 / / 中稀土富集物 412.25 220.57 90.93 混合醇 20456.04 / / 排廢水量 19980.74 / / 煤油 75633.29 / / 875.35 / / P507 14256.17 / / 2301.47 / / 皂化用NaOH 5522.99 / / 851.57 / / 613.31 / / 空白有機相 102188.14 / / 643.01 / / 11349.48 / / 284.08 / / 11921.35 / / 3mol/lHCl 18350.16 / / 5256.1 / / 5.5mol/lHCl 973.40 / / 有機相損失 113.49 5.5mol/lHCl 361.88 / / 機械損失 18.56 2.5mol/lHCl 646.32 / / 2.4.3.2沉淀、灼燒工序物料平衡計算 2.4.3.2.1沉淀工序物料平衡計算 在沉淀工序中，用草酸作沉淀劑時，草酸：REO=1.6：1； 用碳銨作沉淀劑時，碳銨：REO=3：1 在沉淀的過程中，鋱用草酸沉淀，其余用碳銨沉淀。 鋱沉淀需草酸量：22.22×1.6=35.55kg 輕稀土需碳銨量：91.02×3=273.06 kg 中稀土需碳銨量：90.93×3=272.79 kg 鏑需碳銨量： 63.45×3=190.35 kg 重稀土需碳銨量：100.36×3=301.08 kg 釔沉淀需碳銨量：633.13×3=1899.39 kg 共需碳銨量： 273.06+272.79+190.35+301.08+1899.39=2936.67 kg 共需草酸量： 35.55 kg 產品處理的冶金計算列于下表。 表2-16 沉淀工序的冶金計算平衡表 投入量kg或L 產出量kg或L 物料名稱及量 kg或L 含REO mol/l 折REO kg 產物名稱及量 kg或L % 損失 kg 折REO kg 氯化釔 5607.88 112.9 633.13 碳酸釔 1551.18 40 12.66 620.47 輕稀土富集物 570.37 159.58 91.02 輕稀土碳酸鹽 223 40 1.82 89.20 中稀土富集物 412.25 220.57 90.93 中稀土碳酸鹽 222.78 40 1.82 89.11 鋱富集物 71.33 311.53 22.22 鋱草酸鹽 54.45 40 0.44 21.78 氯化鏑 204.13 310.83 63.45 鏑碳酸鹽 155.45 40 1.27 62.18 重稀土富集物 311.72 321.96 100.36 重稀土碳酸鹽 245.88 40 2.01 98.35 2.4.3.2.2灼燒工序物料平衡計算 表2-17 灼燒工序的冶金計算平衡表 投入量kg或L 產出量kg或L 物料名稱及量 kg或L 含REO % 折REO kg 產物名稱及量 kg或L 損失 折REO kg 碳酸釔 1551.18 40 620.47 氧化釔 620.47 12.41 608.06 輕稀土碳酸鹽 223 40 89.20 輕稀土產品 89.20 1.78 87.42 中稀土碳酸鹽 222.78 40 89.11 中稀土產品 89.11 1.78 87.33 鋱草酸鹽 54.45 40 21.78 鋱產品 21.78 0.44 21.34 鏑碳酸鹽 155.45 40 62.18 氧化鏑 62.18 1.24 60.94 重稀土碳酸鹽 245.88 40 98.35 重稀土產品 98.35 1.97 96.38 2.4.3.4冶金計算平衡總表 表2-18 冶金計算平衡總表 投入量kg或L 產出量kg或L 物料名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 產物名稱及量 kg或L 含REO g/L 折REO kg 酸溶工序 稀土原料 1166.67 92% 1073.34 RECl3溶液 3791.66 268.92 1019.67 工業鹽酸 2333.33 酸溶渣 136.27 31.5% 42.93 調漿水 1458.33 機械損失 10.73 RE/Y分組工序 進料量 7767.92 131.3 1019.67 萃余液 5607.88 112.9 633.13 3mol/l HCl 18350.16 反萃后液 2076.19 181.26 376.33 皂化用NaOH 5522.99 排廢水量 19980.74 有機相 102280.2 空白有機相 102188.14 Nd/Sm分組工序 進料量 2076.19 181.28 376.33 萃余液 570.37 159.58 91.02 2.5mol/lHCl 646.32 反萃后液 1890.10 148.96 281.55 皂化用NaOH 613.01 排廢水量 875.35 有機相 11358 空白有機相 11349.48 Dy/Ho分組工序 進料量 1890.10 148.96 281.55 萃余液 893.32 199.67 178.37 6.5mol/lHCl 973.40 萃取液 311.72 321.96 100.36 皂化用NaOH 643.01 排廢水量 2301.47 有機相 11930.31 空白有機相 11921.35 Gd/Tb/Dy分組工序 進料量 893.32 199.67 178.37 萃余液 412.25 220.57 90.93 5.5mol/lHCl 361.88 第三出口 71.33 311.53 22.22 皂化用NaOH 284.08 Dy出口量 204.13 310.83 63.45 有機相 5260.05 排廢水量 851.57 沉淀工序 ㎏ % 損失 氯化釔 5607.88 112.9 633.13 碳酸釔 1551.18 40 12.66 620.47 輕稀土富集物 570.37 159.58 91.02 輕稀土碳酸鹽 223 40 1.82 89.20 中稀土富集物 412.25 220.57 90.93 中稀土碳酸鹽 222.78 40 1.82 89.11 鋱富集物 71.33 311.53 22.22 鋱草酸鹽 54.45 40 0.44 21.78 鏑富集物 204.13 310.83 63.45 鏑碳酸鹽 155.45 40 1.27 62.18 重稀土富集物 311.72 321.96 100.36 重稀土碳酸鹽 245.88 40 2.01 98.35 灼燒工序 損失kg 碳酸釔 1551.18 40 620.47 氧化釔 620.47 12.41 608.06 輕稀土碳酸鹽 223 40 89.20 輕稀土產品 89.20 1.78 87.42 中稀土碳酸鹽 222.78 40 89.11 中稀土產品 89.11 1.78 87.33 鋱草酸鹽 54.45 40 21.78 氧化鋱 21.78 0.44 21.34 鏑碳酸鹽 155.45 40 62.18 氧化鏑 62.18 1.24 60.94 重稀土碳酸鹽 245.88 40 98.35 重稀土產品 98.35 1.97 96.38 2.5主要設備選型與計算[12][13] 2.