年产8000吨仲钨酸铵的生产车间设计

中南大学题目年产8000吨仲钨酸铵的生产车间设计学生姓名陈燕指导老师霍广生学院冶金科学与工程学院专业班级冶金0902摘要本文是以黑白钨混合矿为原料年产8000吨APT(仲钨酸铵)生产车间的设计说明书。按照一般有色冶金生产车间设计的步骤，文章首先介绍了钨行业的概况、政策及面临的问题；结合原料特征，通过对APT整个工艺过程生产方法的比较，选择了苏打高压浸出分解黑白钨混合矿—离子交换法除杂和转型—选择沉淀法分离钨钼—蒸发结晶生产APT；通过对各生产工序金属平衡、物料平衡计算和设备选型，确定了各工序所需原料的量和设备的型号、规格和数目；并进行了合理的车间配置；通过分析生产过程中工业三废的产生和危害，提出了三废处理的 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 ；根据生产过程需要，对车间进行了劳动定员；进而对整个工艺过程进行了技术经济分析，计算结果表明本设计所采用工艺流程技术上可行，经济上合理。「关键词」黑白钨混合矿苏打高压浸出离子交换APTAbstractThespecificationisaworkshopof8000t/yAmmoniumparatungstate(APT)producedwithscheelite-wolframitemixedconcentrate.Followingthegeneraldesignstepsofnonferrousmetallurgyworkshop,thepresentsituationoftheAPTproductionwasfirstpresented.Accordingtothecharacteristicsoftherawmaterial,technologicalprocessofsoda(NaCO3)leachingathighpressure—ionexchange​—selectivelyprecipitationtoseparateMo—evaporationandcrystallizationprocesswasselectedastheprocessofAPTproduction.Thequantityofvariousmaterialsineveryprocesswerefixedupandthecorrespondingequipmentsweredesignedorselected(includethetype,sizeandnumber)originatedfromtheresultofcalculatingofthebalanceofmetalandmatter.Theworkshopisreasonablydesigned.Thestrategyofdealingwiththeindustrialwastewasproposedfollowingtheanalysisofthesourceandtheharmofthewaste.Theworkforcewasarrangedaccordingtotherequirementofproducingprocess.Atlast,theeconomictargetwasanalyzed.Alltheseresultsshowsthattheprocessofthisdesignisreasonableandeconomical.Keywords:scheelite-wolframitemixedconcentrates;sodaleachingathighpressure;ionexchange;ammoniumparatungstate.目录3摘要10第一章文献综述101.1钨冶金的原料101.2钨行业概况101.3钨行业政策121.4我国钨矿资源节约与综合利用现状及规划建设目标141.5我国钨业存在的一些问题和相关建议161.6设计内容161.7厂址选择18第二章工艺流程的选择与论证182.1概论182.2钨矿分解工艺流程的选择与论证192.2.1工艺流程选择的基本原则192.2.2钨矿的分解工艺流程选择272.2.3工艺流程的确定292.3其他工序工艺流程的确定292.3.1纯化合物的制取322.3.2除钼工艺的确定352.3.3除钼工艺的选择与论证362.3.4结晶工艺的确定372.3.5母液回收382.3.6钨冶炼碱压煮工艺的选择与论证402.4工艺总流程422.5工艺技术参数422.5.1磨矿工序422.5.2浸出、过滤工序422.5.3稀释、交前液配制432.5.4离子交换工序432.5.5钨钼分离442.5.6蒸发结晶442.5.7干燥、过筛、包装452.5.8结晶母液回收46第三章冶金计算463.1冶金计算的目的与计算内容463.1.1目的463.1.2计算内容463.2有价金属核算463.2.1工序示意图463.2.2工序指标483.2.3有价金属衡算503.2.4有价金属平衡预算503.3物料平衡计算513.3.1工序Ⅰ磨矿工序523.3.2工序II浸出、过滤543.3.3工序III稀释563.3.4工序Ⅳ离子交换583.3.5工序V除钼603.3.6工序VI蒸发结晶623.3.7工序VII干燥过筛包装633.3.8工序Ⅷ母液回收653.4产品验收66第四章设备选择与计算664.1设备选择的目的与计算内容664.1.1目的664.2主体设备的设计与计算664.2.1高压釜的结构664.2.2高压釜主要尺寸的确定694.2.3搅拌功率的计算714.2.4传动装置的选择754.2.5压煮器的热平衡和热功率的计算764.2.6高压釜台数的确定774.3辅助设备的设计774.3.1磨矿工序设备选择784.3.2浸出、过滤工序设备选择794.3.3稀释工序设备选择804.3.4离子交换工序设备选择824.3.5除钼工序设备选择834.3.6蒸发结晶工序设备选择834.3.7母液处理工序设备选择844.3.8干燥、过筛、包装工序设备选择844.3.9废水处理设备选择854.4各工序设备明细表88第五章车间配置906.1概述906.2本设计三废的来源916.3三废的危害916.4三废治理方法916.4.1废水回收与综合利用916.4.2废渣回收与综合利用926.4.3废气回收与综合利用926.5本设计回收的经济效益947.1劳动定员原则947.2劳动定员的方法957.3劳动定员97第八章技术经济分析978.1投资估算978.1.1设备投资估算988.1.2土建投资估算988.1.3其他费用估算988.1.4投资综合概算表998.2成本估算998.2.1原辅材料费998.2.2水、电、煤的消耗费用1008.2.3工人工资及附加费用1008.2.4车间经费1018.2.5企业管理费1018.2.6销售费用1018.2.7车间成本分布1028.3经济分析103结束语104参考文献第一章文献综述1.1钨冶金的原料钨冶金的原料主要为各种钨的矿产品，但随着钨消耗量的提高，钨二次金属回收越来越占有重要地位。钨在地壳中主要矿物为黑钨矿和白钨矿。黑钨矿为FeWO4与MnWO4的类质同相体，一般当其中FeO含量占（FeO+MnO）总重的100～80%，则称为钨铁矿；FeO量占80～20%，则称黑钨矿；FeO量占20～0%，则称为铁锰矿。白钨矿的化学分子式为CaWO4。黑钨矿(Fe,Mn)WO4有磁性，比重大，白钨矿CaWO4无磁性，有紫外萤光。除黑钨矿和白钨矿外，钨的矿物还有钨华、辉钨矿等，工业利用较少。我国钨矿石储量大，白钨为主，白钨矿50%，黑钨矿35%，混合矿15%。1.2钨行业概况钨是极其稀缺和不可替代的战略性资源。钨元素符号为W，是自然界熔点最高的金属之一，熔点高达3,410℃，钨的最大特点是高密度，同时具有良好的高温强度和导电、传热性能，常温下钨的化学性质稳定。[1]钨是国民经济和现代国防不可替代的基础材料和战略资源，用钨制造的硬质合金具有超高硬度和优异的耐磨性，用于制造各种切削工具、刀具、钻具和耐磨零部件，被誉为“工业的牙齿”，硬质合金广泛应用于军工、航天航空、机械加工、冶金、石油钻井、矿山工具、电子通讯、建筑等领域，钨丝是照明、电子等行业的关键材料。在上述应用领域，目前尚未发现钨的直接替代品。世界范围内，钨已被列为重要的战略金属，美国、俄罗斯等大国先后建立了钨的战略储备。目前，全球钨探明总储量仅为289.80万吨（目前全球钨矿探明储量可供开采年限已不足40年），属极其稀缺资源，全球已知的20多种钨矿物中，具有工业价值的仅有白钨矿和黑钨矿两种，黑钨矿属优质钨矿，白钨矿属难选矿石。中国的钨资源储量丰富，在全球探明的钨矿产资源储量中占比近70%，居全球首位。1.3钨行业政策[2]钨是重要的战略资源，我国从上世纪80年代开始对钨矿开采秩序进行治理整顿，并于1991年将钨列为国家实行保护性开采的特定矿种，2002年起对钨生产实行总量控制和出口配额控制。同时为规范钨行业的生产经营秩序，我国自2005年开始了对钨行业的新一轮政策调控。2005年5月，钨及其制品的出口退税率从13%下调至8%；2006年1月，APT、钨粉末产品出口退税率从8%下调到5%；2006年9月15日起APT、钨粉末产品出口退税率被取消；2006年11月，钨精矿加工贸易被禁止；2006年12月，商务部发布《钨行业准入条件》，提高钨行业准入门槛，从企业的设立和布局、生产规模、资源回收利用及能耗、环保、产品质量、安全生产和职业病防治、劳动保险、监督与管理等方面进行了规定。其中，新建、改造建项目仲钨酸铵年综合生产能力不得低于5,000吨，钨粉、碳化钨年综合能力不得低于2,000吨。新建、改扩建项目钨坯条年综合生产能力不得低于100吨。新建、改扩建硬质合金项目不得低于200吨。资源回收利用及能耗方面，钨冶炼（从钨精矿至仲钨酸铵生产工序）三氧化钨回收大于96%（以标准精矿计）；仲钨酸铵综合能耗低于1.00吨标煤/吨。水资源实现综合回收利用，水循环利用率大于95%。2007年1月，国家对APT、钨粉末产品开征5%的出口关税，蓝色氧化钨出口退税率由5%调减为0，混合料的出口退税率由13%调减为0，钨丝的出口退税率由13%下降到5%，部分合金深加工产品的出口退税率由13%下降到5%；2007年，商务部将钨品的出口配额下调至1.54万吨；国务院关税税则委员会决定，自2007年6月起，对钨、钼和稀土金属等国内稀缺的金属原矿的产品实施15%的出口暂定关税。根据国务院关税税则委员会《关于2008年关税实施方案的通知》（税委会[2007]25号），2008年1月1日起，开征和提高钨品出口暂定关税到5%-20%；商务部继续对钨品出口实施配额管理，并实行钨及钨制品出口企业名单管理；2009年7月1日起，钨产品出口关税调整为5%。从2010年开始，国家就在酝酿对稀土、钨、锑、钼、锡、铟、锗等十种稀有金属的战略收储。2011年下半年国家开始对轻稀土产品（镧、铈、镨、钕等）进行收储。从战略层面考虑，对钨的收储是未来的发展趋势，并且在接下来一段时间内将是钨行业的重要议题。钨收储有利于钨行业和相关企业的健康平稳发展。首先，国家收储利于钨资源的保护，具有非常重要的战略意义。其次，从短期来看，国家收储可以提升钨价，利于相关上市公司（特别是具有丰富钨资源的企业）的盈利增长。从长期来看，国家收储机制的建立可以平滑钨价波动幅度，抑制钨价的大起大落，进而有利于整个钨产业链和相关企业的平稳健康发展。2011年11月26日，商务部公布2012年钨、锑等有色金属出口（供货）企业名单，其中五矿有色金属股份有限公司、厦门钨业股份有限公司、中国中化集团公司（仅限钨酸）、厦门金鹭特种合金有限公司、四川省五金矿产进出口公司、福建金鑫钨业股份有限公司、潮州翔鹭钨业有限公司、株州硬质合金进出口有限公司、湖南省中南锑钨工业贸易有限公司、南昌硬质合金有限责任公司、崇义章源钨业股份有限公司、江西稀有稀土金属钨业集团有限公司、自贡硬质合金进出口贸易有限责任公司等13家公司入围2012年钨及钨制品出口供货企业名单。总之，为保护我国稀有的钨矿资源，促进我国钨产业持续健康发展，我国政府推出了一系列调控政策，同时，政府还积极促成钨品产业资源整合和产业链向下游发展。随着钨矿资源的逐步集中，我国在全球钨产业中的话语权将更加突出。1.4我国钨矿资源节约与综合利用现状及规划建设目标[3]我国政府高度重视钨矿资源的合理开发利用。早在1991年，国务院下发《国务院关于将钨、锡、锑、离子型稀土矿产列为国家实行保护性开采特定矿种的通知》（国发[1991]5号），将钨列为实行保护性开采的特定矿种，并实行钨开采总量控制。2001年，我国加入世贸组织后仍保留对钨及钨制品的国营贸易管理权，被列为国营贸易出口产品管理的钨品品种有13个，目前我国具有钨品出口资质的国营贸易企业有12家，依据《外贸法》中有关“为维护国家安全或社会公益利益”、“国内供应短缺或为有效保护可能用竭的国内资源”等原则，对钨品出口实行配额管理。我国钨矿开采已近百年，1949年以后尤其是改革开放以来，钨矿山生产规模、技术开发能力已经达到较高水平，在采矿工艺方法、技术装备、通风防尘、地压控制、选矿工艺方法、选矿药剂、细泥处理和共伴生矿资源综合回收等方面取得显著成就，钨矿资源开发利用整体水平明显提高，黑钨矿选矿回收率由建国初的66%提高到目前的80%以上。通过国家“九五”科技攻关，黑白混合钨选矿技术取得突破性进展，使得难选钨多金属矿选矿回收率提高10个百分点以上，而且可以高效率回收钼、铋等共伴生元素。但是，从总体上看，除小部分矿山外，大部分矿山因资金不足，科研投入少，人才流失，技术改造和技术创新缓慢，导致我国钨矿资源开发利用整体水平与国外先进水平还有较大差距，伴生金属资源综合利用回收率不高。2009年，我国钨矿（坑采）平均开采回采率为89.60%，平均选矿回收率为71.08%。在中国钨业协会统计的24家主要钨矿山中，2009年黑钨矿山选矿回收率最高为87.19%，最低为82.80%；白钨矿山选矿回收率最高为77.23%，最低为59.90%；黑白混合钨选矿回收率最高为59.92%，最低为58.20%。调研发现，有些白钨矿区的选矿回收率只有40%。由于近几年入选原矿品位逐年下降，选矿回收率略有下降，采矿损失率总体维持在较高水平。其主要影响因素有以下几个方面：白钨矿地质品位低、钨矿入选品位逐年下降。我国钨矿资源主要特点是：富矿少、贫矿多、难选矿石多，以白钨、黑白钨共生、共伴生为主。2009年，我国查明钨资源储量571万吨（WO3），其中黑钨矿占23.33%，白钨矿占66.90%，混合钨矿占9.79%。80%以上的白钨矿床地质品位小于0.4%，低于国外品位，而且组分复杂，共伴生的白钨矿床占全部白钨矿床的70%。在现有白钨矿山中，除少数外，大部分白钨矿在现有技术条件下选矿回收率低于60%，比黑钨矿选矿回收率低15个-25个百分点。随着钨矿资源的逐年开采，钨矿山入选品位呈逐年降低的趋势，钨矿品位下降，造成采选成本提高，选矿难度增加，选矿回收率难以提高。　　黑钨矿和白钨矿以及黑白钨混合矿选矿工艺各不相同，回收率也存在较大差距。黑钨矿和白钨矿以及黑白钨混合矿3种钨矿的选别技术条件有很大的差别。黑钨矿石选矿以重力选矿为主；白钨矿石多采用浮选法选矿；黑白钨混合矿则涵盖了黑钨矿和白钨矿的综合选矿技术。我国的黑钨矿多为石英大脉型或细脉型钨矿床，属气化高温热液型矿床，矿石中的矿物成分相对比较简单，黑钨矿呈粗大板状或细脉状晶体在石英脉内富集，嵌布粒度较粗，易于分离，选矿回收率高；而白钨矿主要是砂岩型、复合型（细脉浸染型-云英岩夕卡岩复合型），矿石中有用矿物和脉石矿物成分都比较复杂，有用矿物结晶粒度细，常呈浸染状嵌布于矿石中，多属难选矿石，选矿回收率低。　　黑钨矿开采量呈下降趋势，白钨、混合钨矿开发以及低品位钨综合回收利用呈上升趋势。黑钨矿开采量呈下降趋势，以及钨精矿价格的回升，促进了白钨、黑白混合钨以及低品位钨的综合回收利用。近几年来，我国新建了一批大型白钨矿和黑白钨混合矿选矿厂，其选矿回收率远低于黑钨矿选矿回收率；一些企业投资开发利用含钨尾矿、钨渣，回收利用废钨碎料；一些低品位的钨矿床也开始建设并开采。这些新情况在一定程度上导致我国平均钨选矿回收率有所下降。　　钨矿开采深度逐年向下延伸，采矿贫化率和损失率上升。我国钨矿开采主要方式为地下开采，露天开采仅有福建行洛坑钨矿及江西分宜珠江矿业等少数几个矿山，开拓方式主要为平硐、斜井或竖并联合开拓，主要的采矿方法为浅孔留矿法、阶段崩落法、全面法和分段空场法。钨矿大多为脉状薄或极薄矿体，采矿贫化率一般比较高，因此开采废渣（废石及尾矿）较多，开采回采率也不高。并且随着开采深度逐年下延，开采成本、采矿难度也不断上升。　　“十二五”期间，我国钨业应按照建设资源节约型、环境友好型社会和构建社会主义和谐社会的要求，坚持“在保护中开发、在开发中保护”的方针，依照“统筹规划、科学开发、合理利用、依法保护”的原则，以控制总量、淘汰落后产能、加强技术改造、推进资源整合和企业重组为重点，推动产业结构调整和优化升级；充分利用境内外两种资源，着力抓好再生利用，大力发展循环经济，提高资源保障能力和资源综合利用水平，努力缩小与国外先进企业的差距，正确处理当前与长远、局部与整体、资源开发与环境保护的关系，统筹安排钨矿资源勘查、开发、利用与保护的任务，促进我国钨业全面、协调、健康、可持续发展，努力使我国钨资源大国转变为钨工业强国。　　2008年12月31日，由国务院批复，国土资源部发布的《中国矿产资源规划》（2008年-2015年）中指出：“依法确定国家规定实行保护性开采的特定矿种，实行有 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勘查和开采。对钨、锡、锑、稀土等国家规定实行保护性开采的特定矿种的勘查和开采实行规划调控、限制开采、严格准入和综合利用，严格实行保护性开采的特定矿种年度开采总量指标控制，严禁超计划开采和计划外出口。”　　钨矿开采总量目标。强化资源忧患意识、战略意识和资源保护意识，推进资源整合，实现集约化、规范化开采，严格控制开采总量。在充分利用境内外两种资源和二次资源的基础上，到2015年，通过深入治理整顿、资源节约和综合利用，逐步使钨精矿生产总量（主采钨矿）控制在8万吨（WO365%）以内；在调整出口产品结构的基础上逐年减少初级钨冶炼产品的出口量配额，促进产品优化升级，使钨品出口总量控制在3万吨（金属量）以内。　　钨资源节约与综合利用目标。大力发展循环经济，加强资源节约和综合利用，提升矿山采选技术水平，提高开采回采率和选矿回收率。至2015年，我国钨矿平均开采回采率90%，平均选矿回收率80%，平均资源综合利用率72%以上。其中黑钨矿平均选矿回收率达到84%，力争达到86%；白钨矿平均选矿回收率达到74%，力争达到76%；黑白混合钨平均选矿回收率达到60%，力争达到62%。1.5我国钨业存在的一些问题和相关建议　　钨矿开采总量控制不力，超指标生产依然严重。为保护和合理利用钨优势矿产资源，从2002年开始，国家根据保护性开采特定矿种实行有计划开采的规定，在综合研究资源储量、现有探矿权、采矿权设置情况以及国内外市场需求趋势等因素条件下，对钨矿实行开采总量控制管理，并陆续采取提高资源税和更为严格的开采制度等一系列措施，但这些措施落实效果不理想，钨精矿产量年年超标。超标的主要原因，一是超标部分主要来自地方集体和民营小矿山，这些矿山不顾指标限制，盲目扩产；二是以其他矿种名义开采钨矿；三是在大矿山周边仍存在不少非法盗采现象。　　资源综合利用水平有待提高。我国钨矿历经近百年的开采，目前我国大部分黑钨矿资源已近枯竭。矿山企业为了降低成本，存在一定的采富弃贫现象，个别企业甚至倒退到手工、半手工作业，资源回收率较低。尤其小型钨矿山企业，基本上都是个体业主租赁承包经营，技术素质低，追求短期利益，采富弃贫、采主弃次、采易弃难的掠夺性开采现象较普遍，资源损失浪费极大，所采用的选矿工艺简单、效率低下，只回收了钨精矿，伴生的其余有价金属大部分未得到回收，不但钨的回收率极低，众多共伴生金属元素更是白白流失。个别企业连尾矿库都未建或建后未用，丢弃的尾砂中钨和有价金属的品位都很高，共伴生资源也未得到合理利用，资源综合利用水平极低。遗弃的尾砂既造成了资源的浪费，也造成了许多环境问题。　　矿山科技投入少，采选技术和装备水平不高。缺少对钨选矿技术研究的投入，专业技术人才流失严重，技术水平发展不平衡，矿山的创新能力不强。钨选矿的基础研究较少，新型选矿设备的研发也基本停滞，部分难处理矿石选矿技术上仍无新的突破，如对风化白钨矿的回收一直难以获得较好的效果。难选黑白钨混合矿的选矿工艺也不够完善，在选矿指标上仍有较大的提升空间。与国外钨矿山的选矿技术经验交流也很少。对于国外钨选厂选矿技术了解较少，更谈不上先进技术的引进吸收。研究制定切实可行的开采总量控制监管措施，严格行业准入，推进资源整合。对钨矿开采继续实行保护性控制开采，遏制国内钨资源的过度消耗。通过扩大利用国外钨资源，鼓励国内废钨回收利用和共伴生钨综合回收利用，弥补钨供应的缺口实现供需平衡。制定和完善法律法规政策，严格实施生产经营许可证制度，将行业监管纳入法制化轨道，建立长效监管机制；提高技术、安全、环保等行业准入门槛，严格行业准入；对钨原料交易、税费征收、钨精矿开采配额指标等进行全过程综合监管，控制开采总量，遏制钨原料市场的无序流通；加大国有及国有控股大型企业对钨战略资源的整合和控制力度，鼓励创建集生产、科研、销售、投资为一体的集约化、资本化、国际化的国有及国有控股大型钨企业集团，提升我国大型钨企业的资本运作实力和国际竞争力。加强低品位、共伴生矿产资源的综合勘查与综合利用。对具有工业价值的低品位、共伴生矿产，统一规划，综合开采，综合利用。提高钨资源回收企业的准入门槛，设定资源回收指标限制，针对众多小矿山采富弃贫、浪费资源、选矿回收率低的现状，应制定具体的法规，规范各种类钨矿采选应达到的工艺技术水平，按不同的矿床类型和不同的矿石性质，规定在各种原矿品位范围内应达到的最低选矿回收率，凡违反规定者，限期停产改造直至关闭。对于不符合生产要求的申请者，坚决不予审批。鼓励矿山进行贫富兼采，延长矿山寿命，兼顾资源回收，并给予资金、技术及政策支持。可以设立专项基金，为矿山残矿回收、废弃资源回采方面的技术研究等提供支持与鼓励。鼓励进行边缘低品位矿脉的开采和选矿，鼓励对伴生钨、低品位钨的综合回收利用，促进钨采、选综合回收率的提高。　　提升采选技术和装备水平，提高资源综合利用率。加强钨矿采选技术研究和综合利用研究工作，提高钨矿采选技术水平和资源综合利用水平。重视矿石的工艺矿物学研究，全面了解矿石的矿物组成、矿石中钨矿物的嵌布状态等，为钨矿选厂确定合理的选矿方法和工艺流程提供依据；加强钨矿山对共伴生元素的回收、综合利用研究，提高钨选厂的综合回收水平，充分利用钨矿石中的共伴生有益组分，改单一回收钨为多组分综合回收，提升矿山的整体效益。同时要加强有色金属矿山中伴生钨的综合回收利用，充分利用钨资源，提高矿山综合效益。加大钨细泥选别技术的研究力度和推广应用。细泥回收率较低的矿山，应根据本矿的细泥性质，对本矿流程进行必要改造。实施技术改造，提高钨选厂的装备水平，并使选矿全过程的监测与控制自动化，选矿作业管理的信息化。加强钨矿工艺流程和选矿药剂研究的开发与研究工作，开发低污染、低成本而又高效的钨矿选矿工艺和选矿药剂，提高钨矿选矿工艺指标，寻找污染严重的传统药剂的替代品。　　建立专门的废钨资源研究机构，促进二次钨资源的再生利用。借鉴西方国家重视钨废料回收利用的经验，研究开发低成本、高质量、高品位和高纯度的回收钨技术，加强我国钨废料回收工作，变资源优势为技术优势。建立钨矿资源储备机制，具有重要战略意义。钨资源实施资源储备和产品储备储备机制是一种宏观的、间接的市场调节政策。实行储备机制的运行成本低，调控效果显著，可以在短时期内发挥作用，且具有较大的政策弹性，对市场相关利益主体的影响较为温和。将储备政策与其他产业政策配合实施，可以有效地规范钨产品市场的生产经营秩序，促进钨资源的综合开发、利用和钨产业的长期、健康发展。1.6设计内容1.6.1目的设计年产8000吨仲钨酸铵的生产车间1.6.2原料黑白钨混合矿，其中含WO347%，Ca4.5%，P0.85%，As0.7%，SiO27.5%，Mo0.25%1.6.3产品要求产品APT符合国标GB-10116-88-0级标准1.7厂址选择厂址的选择是设计中的一项十分重要的内容，对工业企业的建设速度、建厂投资、生产发展、经济效益、环境保护及工农关系等具有重要意义，因此要根据国民经济建设计划和工业布局的要求进行。厂址选择的适当与否，一方面很大程度上影响了建厂初期的投资，基建速度，以及建厂后的经济效益，另一方面影响了工厂的扩建程度和长期建设效果，以及工厂配套设施的建设。因此，谨慎论证，尽量选择一处合理的地区建厂是非常重要的。[4]厂址选择的一般原则是：（1）应符合工业布局及区域性总体规划和城市建设规划的要求；（2）要尽可能利用城镇设施，节约投资；（3）要靠近原材料、水、电供应充足和产品销售便利的地方，有良好的交通运输条件；（4）要注意节约用地，少占或不占农田，留有发展余地；（5）要有适当的自然地形和适宜的工程地质、水文、地震等级条件及较好的协作条件等。另外，厂址应在城市和居民住宅主导风向的下风；应在主要水流的下游位置；厂区应有良好的通风条件；应安排好三废处理场地和废渣堆放场地；应考虑厂址附近居民点，城市发展规划、农牧渔业及旅游胜地，自然资源保护区等问题。基于以上的条件和对钨矿的分布状况，我们选择在江西赣州市全南县建该年产8000tAPT工厂。理由如下[5]：（1）全南县钨矿储量大、品位高、易开采，全县WO3已探明储量达17.39万吨，还有为探测的钨矿（2）赣州市位于中国江西省南部，毗邻广东、福建、湖南，地处中亚热带南缘，境内河流密布，山清水秀，森林覆盖率高达74.4%。同时赣州区位优越，交通便捷，拥有“一纵一横”的铁路干线、“二纵二横二联”的高速公路、“三纵三横”的国道省道干线和一个民航机场，是我国珠江三角洲、闽南三角区的直接腹地和内地通向东南沿海的重要通道。全南县东邻京九铁路、105国道，西傍京珠高速、106国道，与赣粤、京珠高速公路的连接线按国家二级公路标准建设全面贯通。县城至广州260公里、至东莞320公里、至深圳380公里，处在珠三角四小时交通圈内，人流、物流朝发午至，来去快捷方便。这对原料及产品的运输网络提供了良好的条件。（3）全南自然资源丰富。拥有山林191万亩，森林覆盖率达80%，是南方48个重点林业县之一；全国首批初级电气化达标县；水域面积165平方公里，水能蕴藏量3.6万千瓦，现有装机容量2.6万千瓦；地理气候条件独特，境内平均海拔360米，年平均气温18.6摄氏度，雨量充沛，光照充足，昼夜温差大，无霜期长。（4）全南县总人口18.54万人,其中非农业人口5.19万人,人口自然增长率5.33%。查看2004城乡镇17338人年末总户数12405户,总人口47565人、其中,农业人口30227人(农村劳动力16000人),非农业人口17338人。其中有2万多剩余劳动力，劳动力资源丰富。第二章工艺流程的选择与论证2.1概论稀有金属生产流程各不相同，但一般说来其生产过程都经历以下四个阶段：1）精矿分解在精矿中稀有金属往往与其伴生元素形成牢固的化合物，如白钨精矿中钨就是以稳定的CaWO4形态存在。精矿分解的任务就是利用化学试剂将这种稳定化合物破坏，并使稀有金属与伴生元素初步分离。2）纯化合物制取由于稀有金属性质活泼，其化合物较稳定，故将这些化合物还原成金属往往需很强的还原性气氛。在这样的还原气氛下，如果夹杂有其它元素化合物，则它们也会被还原并成杂质进入稀有金属，故在将稀有金属化合物还原成金属以前一定要将它们提纯，以保护产出的金属的纯度，同时也有利于有价元素的综合回收。纯化合物的制取一方面包括除去有害杂质，另一方面也包括将共生的各种性质相近的稀有金属相互分离。3）金属生产即用还原法、电解法或热离解法从上述纯化合物制得金属。对熔点较高的稀有金属而言，往往得到其粉末或海绵体。4）高纯致密稀有金属生产即根据用户的要求将稀有金属的粉末或海绵体制得致密金属，对某些用户而言还要求将其进一步提纯。在本设计中，设计的目的是制备粗钨酸钠溶液，而钨酸钠溶液是仲钨酸铵生产过程的中间产品，也就是说，本设计任务的生产流程只包括精矿分解。根据设计要求，钨精矿分解方法有火法和湿法。现在多采用湿法，湿法分为碱分解法和酸分解法两类。2.2钨矿分解工艺流程的选择与论证冶金工艺流程是指从单一的矿物原料或复杂的矿物原料经过若干工序加工成产品的过程，因此工艺流程的选择，实质上就是生产方法及生产工艺路线的选择。所选工艺流程在技术上是否先进可靠，经济上是否合理，将直接关系到企业的投资水平和建成的生产水平、经济效果乃至工厂的发展。因此，工艺流程的选择是一项十分重要的工作。2.2.1工艺流程选择的基本原则（1）所选工艺流程对原料有较强的针对性，能使产品具有可变性和多样性，不致因原料成分有所变化而影响产品的产量和质量；（2）所选工艺流程，应在确保产品符合国家及市场需求的前提下，能充分利用原料中各有价元素并获得最高的金属回收率、设备利用率、劳动生产率，能有效得进行“三废”治理，保护环境，能简化工艺，缩短流程，降低能耗，从而节省投资，降低成本；（3）所选工艺流程在技术上要先进可靠，采用的装备及材料易于加工制造、检修、维护和就地解决，在资金许可的条件下，尽可能采用现代化生产手段，提高技术水平，减轻劳动强度，改善管理水平；（4）应能做到投资省、占地面积少、建设期短、投资后经济效益大、利润高。2.2.2钨矿的分解工艺流程选择钨矿石分解是钨冶炼工艺的主要工序之一，分解技术的发展直接影响钨冶炼过程原料的选择和整个工艺流程的选择和发展。所以根据情况选择一个适合的生产工艺流程是必要的。钨精矿分解方法有火法和湿法。现在多采用湿法，湿法分为碱分解法和酸分解法两类。钨矿物原料主要是黑钨矿、白钨矿及混合矿。从热力学角度分析，在水溶液中无机酸和碱都能分解钨矿物，碱金属的碳酸盐、氟化物和磷酸盐溶液亦能分解钨矿物，但考虑到动力学条件及工业上的可行性因素，实际中常用方法主要有：苏打高压浸出法、苛性钠浸出法、酸分解法、苏打高温烧结—水浸法。但是苏打烧结法由于其流程长，能耗高，回收率低等缺点，现已被淘汰。此外，高温氯化法及氟化法亦呈现出较好的发展前景，但未形成工业规模。热球磨碱浸法流程短，可以获得高的WO3浸出率，但是，此方法为分批间歇性操作，且由于设备承受能力有限，目前未能进行大规模生产。几种主要的分解方法的对比，见表2-1表2-1各种钨矿分解工艺技术条件 种类及品位 温度/℃ 压力/Mpa 试剂用量 时间/h 分解率 苛性钠压煮 黑钨精矿(Ca<2%) 150-180 0.5-1 1.5-1.8 2 98.0-99.0 盐酸分解 优质白钨精矿 105 常压 2.5-3 1.5-2 97.0-99.0 苏打高压浸出 白钨精矿 225 2.5 2.5-3 4 98.0-99.0 白钨中矿(WO345%) 250 2.7 3.5-4 4 ﹤99.0 混合中矿(WO358%) 225 2.5 3.0-3.5 4 95.0-98.0 苏打烧结 白钨精矿 800-900 1.5-2.0 95.0左右 高钙黑钨精矿(Ca2%) 800-900 1.6-1.9 97.0-99.0 混合中矿(WO351.5%) 800-900 2.5 97.0左右根据上表可看出，几种方法各有千秋，现逐一进行说明：1）苛性钠加压浸出法苛性钠浸出法在我国钨冶炼厂被广泛采用，也是当前工业上分解黑钨精矿的主要方法[6]，同时在碱过量系数大、加入某些添加剂的情况下，苛性钠浸出法也可分解黑白钨混合矿，甚至白钨精矿。它是用氢氧化钠溶液作为分解剂，使钨矿物中的钨发生复分解反应而变成可溶于水的钨酸钠溶液而与大量不溶性杂质分离的分解过程。热力学分析其分解过程的反应为：黑钨矿：FeWO4(s)+2NaOH(aq)=Na2WO4(aq)+FeO(s)F+H2O（高于120℃）FeWO4(s)+2NaOH(aq)=Na2WO4(aq)+Fe(OH)2(s)（低于120℃）MnWO4(s)+2NaOH(aq)=Na2WO4(aq)+Mn(OH)2(s)白钨矿：CaWO4(s)+2NaOH(aq)=Na2WO4(aq)+Ca(OH)2(s)而上述反应在25℃时的Ka值（平衡常数）分别为[7]：4.065.23-3.6。由此可见，黑钨矿适合用苛性钠分解，而白钨矿却很难。图2-1苛性钠浸出法处理钨精矿的原则流程研究表明，氢氧化钠的活度系数随着它浓度的增加而迅速增加，因此在NaOH浓度较高时，白钨矿反应的浓度平衡常数可能较大。故在较高温度和适当过量的NaOH条件下，白钨矿是可以被苛性钠浸出的。根据基础理论知识可知，在工业上为保证钨矿物原料的苛性碱分解有足够的浸出率，应有足够高的温度，但当温度超过溶液的沸点时，应在高压下工作；有足够的碱用量和高的碱浓度（特别在处理白钨矿或黑钨矿混合物时），碱浓度的升高对钨矿物的浸出过程有着多重的有利影响：它使反应的Ka值增加，使反应速度加快，使溶液的沸点升高，即允许在较高的温度下工作；原料有较细的粒度；最好能运用机械活化等强化手段。苛性钠浸出工艺分为常压搅拌浸出，高压浸出和机械活化热球磨浸出等工艺。常压搅拌浸出和高压浸出工艺为传统苛性碱分解工艺的特点：优点：（1）能够解决我国当前以黑钨矿为主的黑白混合钨矿的处理现状；（2）设备简单，易于操作，适合中小冶炼厂采用。缺点：（1）流程太长，在各种分解工艺中，它的流程最长。难以处理以白钨矿为主的混合矿物；（2）回收率低，若考虑细磨浓缩结晶等过程的损失，由矿到粗钨酸钠溶液的总回收率难以达到95%；（3）能耗高，若用高压浸出，能耗更高，浸出成本高；（4）碱用量大，环境污染严重。机械活化碱分解法[8]是近十几年来我国首创的一种分解方法，它是借鉴机械活化技术，在传统苛性钠分解工艺的基础上发展起来的一种新工艺。它是将钨精矿原料不经预磨矿直接与碱溶液一道加入到热球磨反应器中进行浸出。它能在低碱耗、短时间内得到较高的浸出率。特别是在处理黑白钨混合精矿中具有很大优势。机械活化碱浸出的工艺特点：优点：（1）对原料适应性广，对于白钨矿或含钙高的体系，可添加Na3PO4提高分解率并防止可逆反应造成的钨损失，因此能有效处理包括黑钨精矿、低品位黑白钨混合矿在内的各种钨矿物原料；（2）流程短，对任何原料都不用预磨矿，即省去了常压搅拌浸出工艺及高压浸出工艺中必不可少的磨矿过程。特别是在处理黑白混合精矿时，常压搅拌及高压浸出工艺碱用量大，浸出液中碱含量高，须经浓缩结晶回收碱工序后才能接净化过程。而本工艺碱用量少，碱可不必回收；（3）回收率高，杂质浸出率低，能耗低。缺点：球磨筒用的耐高碱、高温与机械冲击的抗磨材料昂贵，浸出设备一次投资大，生产规模小。2）酸分解法酸分解法是目前工业上处理白钨精矿的主要方法，它应用盐酸或硝酸与钨精矿反应生成不溶于酸的钨酸和可溶于酸的大部分杂质氯化盐或硝酸盐，从而实现钨与杂质的初步分离。钨矿物与盐酸的化学反应方程式为：白钨矿：CaWO4(s)+2HCl(aq)=H2WO4(s)+CaCl2(aq)黑钨矿：MnWO4(s)+2HCl(aq)=H2WO4(s)+MnCl2(aq)FeWO4(s)+2HCl(aq)=H2WO4(s)+FeCl2(aq)图2-2盐酸分解处理白钨精矿原则流程用酸分解法不仅可处理白钨精矿，也可处理黑钨精矿。但是在酸浸出过程中，矿石中磷和砷的含量对浸出过程有重要影响，当这些杂质含量高时，浸出过程中形成的磷酸和砷酸容易和钨酸形成可溶的杂多酸，从而造成分解母液中钨损增大，使回收率急剧降低。酸分解过程的特点：优点：（1）工艺简单，反应温度较低，生产成本低。适用于处理钨含量高，甚至钨含量低的白钨精矿；（2）浸出过程具有除钼作用，在酸浸过程由于钼酸在酸中的溶解度较大，如利用还原剂可除去一部分杂质钼；缺点：（1）酸分解法对原料要求严格，基本上只能处理高品位、杂质含量少的钨精矿，而不能处理磷砷含量高的钨矿。当处理低品位矿时,则所得钨酸需碱溶后再净化处理,流程增长,相关指标会下降；（2）后续工艺流程较长，其氨溶或碱溶过程消耗化工原料，且渣中钨含量较高，需进一步处理，造成工艺过程总的回收率降低；（3）酸浸出过程污染严重，操作环境较差，浸出过程酸对设备有严重腐蚀，过程生成的氢氟酸也严重腐蚀设备，使生产过程的设备难以选择。3）苏打高压浸出法苏打高压浸出法可用于处理白钨精矿及黑白钨混合矿及黑钨矿，国外应用较多，图2-3是其原则流程图。其过程的实质是在180~230℃条件下，将钨矿原料与苏打溶液进行反应，使钨以Na2WO4形态进入溶液，而钙、铁、锰以碳酸盐（铁部分一氧化物）形态进入渣，过滤是钨与钙、铁、锰等主要杂质实现初步分离。其浸出过程化学反应方程式为：白钨矿：CaWO4(s)+Na2CO3(aq)=Na2WO4(aq)+CaCO3(s)Ka=2.347（25℃）黑钨矿：FeWO4(s)+Na2CO3(aq)=Na2WO4(aq)+FeCO3(s)Ka=0.26（25℃）MnWO4(s)+Na2CO3(aq)=Na2WO4(aq)+MnCO3(s)Ka=2.1×103（25℃）在工业生产条件下，FeCO3几乎全部水解：FeCO3+H2O=FeO+H2CO3Ka=4.4×104当有氧化剂存在下，FeO和MnCO3可进一步被氧化,这些反应有利于进出过程的进行：FeO+1/2O2=Fe2O33MnCO3+1/2O2=Mn2O3+3CO2由以上反应及其反应平衡常数可知：在苏打适当过量的条件下，白钨矿和黑钨矿都能被苏打溶液分解，而且在有氧化剂的条件下，更有利于黑钨精矿的分解。图2-3苏打高压浸出法分解钨矿原则流程苏打高压浸出的特点如下：优点：（1）技术成熟，适用性广，基本上能够处理各种类型的矿石；（2）温度升高，有较高的钨浸出率，而杂质浸出率不会增加，处理能力大；（3）既能很好的处理我国目前多用的黑钨矿，又适应我国钨资源向白钨矿转性的要求。缺点：（1）碳酸钠的消耗量大，约为理论量的3.5~5倍，在处理较低品位矿时，碳酸钠耗量高达5~6倍，而目前没有非常经济的方法对其进行回收，造成原料的极大浪费和废料量的增加。若添加苏打回收工艺，使流程加长，设备增加；（2）过程在高温（180~230℃）和高压（1.2~2.6MPa）下进行，工作温度高、工作压力大，设备材质及加工难以解决；（3）设备复杂，不易控制，能耗很大；（4）在浸出过程中，由于碳酸钠的浓度不能过高，因而设备利用系数小。4）苏打高温烧结—水浸法苏打高温烧结－水浸法是一种经典的钨冶炼方法。它既适用于处理黑钨精矿，也适用于处理白钨精矿和黑白钨混合的低品位矿物。苏打高温烧结－水浸法是在高温下使钨精矿与碳酸钠发生烧结，最后生成可溶性钨酸盐的分解过程。其主要化学反应方程式如下：黑钨矿：（Fe，Mn）WO4+Na2CO3=Na2WO4+FeO（MnO）+CO2当有氧化剂存在时，存在如下反应：（Fe，Mn）WO4+Na2CO3+1/4O2=Na2WO4+1/2Fe2O3（或Mn3O4）+CO2白钨矿：当无SiO2时：CaWO4+Na2CO3=Na2WO4+CaCO3Ka=2.5×10-4加入SiO2时：CaWO4+Na2CO3+SiO2=Na2WO4+2CaOSiO2苏打高温烧结——水浸法工艺的主要特点是：优点：（1）原料适应性广，矿石不需要细磨，能够处理各种类型的钨矿，特别是适合处理低品位矿；（2）工艺成熟，成本低，温度高，反应速度快。缺点：（1）其流程长，金属回收率较低，需要返渣，杂质溶出率高，后续除杂工序负担高；（2）设备利用率低，生产效率低，原料和能源消耗高；（3）操作环境差，Na2CO3和Na2WO4的熔点低，其共晶温度更低，容易结炉；（4）由于是火法冶炼，在需要大量的能耗的同时还对周边的环境造成很大的污染，而且在后续步骤中也需要通过湿法中的水浸步骤不如湿法冶炼方便；（5）许多技术经济指标（如回收率、能耗等）低于上述各种湿法分解方法，又逐步被取代的趋势。5）热球磨法热球磨分解法是近十几年来国内首创的一种分解方法，它是在机械活化技术以及前述传统苛性钠分解工艺的基础上发展起来的一种新工艺。目前已在国内多家工厂应用。该方法将球磨和矿石分解两个工序合并，将磨矿过程对矿物的机械化活化作用、强烈搅拌作用及浸出时的化学反应有机地结合在一起，使矿物在低碱用量下得到充分分解。省去了传统分解法中的磨矿工序，克服了几种传统方法对原料局限性大的缺陷，具有流程短，对原料适应性强，分解效果好，金属回收率高，设备单位容积处理能力大等特点。但其设备有待于进一步大型化，以满足一些大型厂家的要求。6）氯化法氯化法因其分解率高，金属回收率高而受到人们的亲睐。这个方法还很容易蒸馏提纯，且氯化物还原易于制取超细粉末或镀层，易于综合回收利用。其主要反应原理如下：FeWO4+Cl2+C++7）氟化法钨矿物的氟化物浸出法是非常有前途的钨矿石分解方法之一，它是用氟化物代替传统的苛碱或苏打浸出钨矿的工艺，现在研究较多的浸出剂有NaF和NH4F+NH4OH。其主要化学反应方程式如下：CaWO4(s)+2NaF(aq)=Na2WO4(aq)+CaF2(s)225℃时Kc=24.5CaWO4(s)+2NH4F(aq)=(NH4)2WO4(aq)+CaF2(s)20℃时Kc=43.3氟化法浸出的特点：优点：（1）平衡常数大，试剂用量小；（2）选择性大，特别适用于处理低品位矿；（3）所得到的溶液纯净，废渣（CaF2）可利用。2.2.3工艺流程的确定本设计的任务是设计一个年产8000吨APT的碱分解车间，按产量来说属于大规模生产。根据原料，生产规模，经济效益来确定工艺[9]。1）苛性钠高压浸出法采用此法处理黑白钨混合矿时，很明显，不容易处理以白钨矿为主的黑白钨混合矿，而且能耗高，污染严重，流程长，碱用量大，回收率低，添加剂用量也大，所以不可能采用这类方法。2）盐酸分解酸法主要用于处理优质白钨精矿，不易于处理磷砷含量高的钨矿。本设计任务中原料中含P较多，矿成分复杂，为了保证产品APT的质量，所得钨酸需碱溶后再净化处理，流程增长，有关指标会下降。不仅使耗酸量增大，而生成的氢氟酸会对设备产生强烈的腐蚀损失；为提高设备的耐蚀性，对内衬材料有很高要求。因此，不采用此法处理这种黑白钨混合矿。3）苏打高压浸出法苏打压煮过程在高温（180~250℃）和高压（1470~2450kPa）下进行，这一技术在大型钨冶炼厂不难解决。我国钨资源向白钨矿转型，苏打高压浸出法正迎合了这种现状，采用这种分解方法对企业日后的发展是极其有利的。虽然由于浸出液中Na2CO3浓度不能太高（一般为100~150g/l），使设备利用系数小，但综合此法优缺点，与其它工艺方案比较，仍然是较理想的工艺选择。4）机械活化碱分解（热球磨）法该方法将球磨和矿石分解二个工序合并，将磨矿过程对矿物的机械化活化作用、强烈搅拌作用及浸出时的化学反应有机地结合在一起，使矿物在低碱用量下得到充分分解。此法流程短，对矿物原料适应广，包括白钨精矿和白钨细泥。而且各种经济指标都比较高。它是处理低品位钨中矿最为理想的工艺方案。但是对于白钨矿为主的黑白钨混合矿，与一些经典的处理方案相比，它的优势并不明显。另外，该法设备投资较大，操作上不是很方便；其设备也有待于进一步大型化。所以对年产8000tAPT的车间设计，此法并不是最理想的。5）氯化法、氟化法氯化法、氟化法因其工艺不成熟，且氯气、氟气有毒，对人体的危害比较大，因此，还有待进一步的发展，暂时还不考虑用此方法。高温熔体萃取因其产品质量杂质含量较高，且产品直接是碳化钨而不是APT，因此，也不适合。6）苏打高温烧结——水浸法因为该法其流程长，金属回收率较低，需要返渣，杂质溶出率高，后续除杂工序负担高。而且设备利用率低，生产效率低，原料和能源消耗高。同时因为操作环境差，Na2CO3和Na2WO4的熔点低，其共晶温度更低，容易结炉，严重影响生产的进行。最后，由于是火法冶炼，在需要大量的能耗的同时还对周边的环境造成很大的污染，而且在后续步骤中也需要通过湿法中的水浸步骤不如湿法冶炼方便。因此，该法不是理想的分解方法。所以最后考虑决定选择苏打压煮法做为本设计的工艺。2.3其他工序工艺流程的确定2.3.1纯化合物的制取1）经典化学净化法净化除P、As、Si、F（1）除Si在钨酸钠碱性（pH=14左右）溶液中，硅一般以SiO32-形势存在一般用中和法除硅。往溶液中通入氯气将溶液中和到pH8～9,则硅以偏硅酸沉淀。Na2SiO3+2HCl（或H2SO4）=H2SiO3↓+2NaCl(或Na2SO4)同时，在下一步用MgCl2除P、As、Si、F时，Si亦可进一步以MgSiO3形态沉淀除去。溶液中的Si/WO3的比值可降到0.02%以下。另外，除硅过程中应注意防止胶态硅酸的生成，为防止其生成，在除硅作业时应在煮沸的条件下进行，必要时加入少量絮凝剂。（2）除P、As、F在除P、As时，F往往被同时除去。磷酸和砷酸是三元酸，在水溶液中发生电离。因此，磷酸在溶液中以四种形态（H3PO4、H2PO4-、HPO42-、PO43-）存在。随pH值的减小，H3PO4、H2PO4-的相对含量增加。由工业实践及研究表明，当pH值（pH9～10）时，加入Mg2+（如MgCl2）使磷、砷、氟生成镁盐沉淀，或同时有NH4+存在下，磷、砷生成铵镁盐沉淀。而溶液中的Mg2+浓度约为10-3.5mol/L。1　磷（砷）酸镁盐法在游离碱为1.0~0.2时，加入MgCl2其主要化学反应方程式如下：2Na2HPO4+3MgCl2=Mg3（PO4）2↓+4NaCl+2HCl2Na2HAsO4+3MgCl2=Mg3（AsO4）2↓+4NaCl+2HCl同时反应：MgCl2+2NaOH=Mg（OH）2↓+2NaCl2　磷（砷）酸铵镁法在NH4+存在下，加入MgCl2时，控制pH=8～9其主要化学反应方程式如下：Na2HPO4+MgCl2+NH4OH=MgNH4PO4+2NaCl+H2ONa2HAsO4+MgCl2+NH4OH=MgNH4AsO4+2NaCl+H2O镁盐法一次性沉淀过滤除P、As、Si，操作简单，但渣量及钨损比较大。净化效果如下：SiO2≤0.02g/L；As≤0.015g/L；P≤0.025g/L。铵镁盐法渣量小，易过滤，钨损小，除杂效果比镁盐好，但需两次沉淀过滤，操作较繁。2）萃取法萃取法在钨冶金中的应用已有20多年的历史，当前主要是以从纯Na2WO4溶液中制取（NH4）2WO4溶液。以代替经典工艺中的沉淀人造白钨，人造白钨的酸分解，钨酸氨溶等工序。此外，近年用萃取法净化钨酸钠溶液除钼取得很大进展，净化除磷、砷也有一定进展。目前国内外在工业上用萃取法将钨酸钠溶液转型成钨酸铵溶液基本上都是用书胺作萃取剂，我国用N235[10]，苏联用TOA，美国用阿拉明-336。一般以高碳醇或TBP作极性改进剂，以煤油作稀释剂。（1）萃取用铵类萃取剂萃取钨的过程属于离子交换过程，其原理可简单叙述为：1　叔胺首先在酸化过程中转化成胺盐：2R3N（org）+H2SO4(aq)=（R3NH）2SO4(org)在高酸下：R3N（org）+H2SO4(aq)=（R3NH）HSO4（org）2　Na2WO4溶液在酸化至pH=2～4时，钨酸根离子聚合成[HW6O21]5-、[W12O39]6-和[H2W12O40]6-。3　两相混合时，发生阴离子交换过程：4（R3NH）HSO4（org）+2H++[W12O39]6-=（R3NH）4H2W12O39（org）+4HSO4-(aq)3（R3NH）2SO4（org）+[H2W12O40]6-(aq)=（R3NH）6H2W12O40（org）+3SO42-(aq)5（R3NH）2SO4（org）+2[H2W12O40]6-(aq)+2H+=2（R3NH）5H（H2W12O40）（org）+5SO42-(aq)因而，使偏钨酸根与有机相胺盐的SO42-或HSO4-发生交换，钨形成萃合物进入有机相。（2）反萃附钨有机相用水多级洗涤以除去杂质，特别是Na+后，用2～4mol/L的氨水进行反萃：（R3NH）4H2W12O39（org）+24NH4OH（aq）=4R3N（org）+12（NH4）2WO4（org）+15H2O反萃后即可得到（NH4）2WO4溶液因在pH=2～4杂质P、As、Si等易与钨形成杂多酸阴离子，Mo性质与钨相近，也形成杂多酸阴离子。故他们都一起进入了有机相而暂时不能分离上述杂质。3）离子交换法离子交换发是目前国内广泛采用的，较为先进的净化除杂的方法，有阴离子交换和阳离子交换两种[11]。离子交换法主要是将钨酸钠溶液净化除杂并转型成钨酸铵溶液，或从低浓度的溶液中回收钨。（1）强碱性阴离子交换树脂净化钨酸钠溶液并转型本工艺可同时完成净化除砷、磷、硅、锡等杂质并转型Na2WO4成（NH4）2WO4两项任务，除杂是因水溶液中各种阴离子对强碱性阴离子交换树脂的亲和力不同。各种阴离子对强碱性阴离子交换树脂的相对亲和力顺序大致如下：SO42-＞C2O42-＞I-＞NO3-＞CrO4-＞Br-＞SCN-＞Cl-＞OH-＞CH3COO-＞F-在碱性Na2WO4溶液中钨、钼分别以WO42-、MoO42-形态存在，而WO42-和MoO42-对树脂的亲和力基本相同，大于AsO43-、SiO32-及OH-小于Cl-。因而可通过以上区别分离杂质。其主要过程有吸附、淋洗、解吸三个步骤：1　吸附含磷、砷、硅、锡等杂质的粗钨酸钠溶液，首先稀释成WO315～25g/L，NaOH≤8g/L，Cl-≤0.7g/L。用Cl-型201×7阴离子交换树脂进行吸附，此时由于树脂上Cl-浓度大，溶液中Cl-浓度小而发生反应，使WO42-被树脂吸附，而AsO43-、PO43-等离子难被吸附而大部分随交后液排放。交后液含WO3小于0.1g/L。其主要化学反应方程式如下：R4NCl（org）+Na2WO4（aq）=（R4N）2WO4（org）+2NaCl（aq）2　淋洗基于Cl-或OH-对树脂的亲和力比AsO43-、SiO32-等离子大，故利用含Cl-或OH-的溶液可将树脂上与WO42-一道吸附的上述离子置换下来。其主要化学反应方程式如下：（R4N）3AsO4（org）+3Cl-（aq）=3R4NCl（org）+AsO43-（aq）注意淋洗液的中Cl-浓度不宜太高，否则WO42-也会被Cl-置换下来。3　解吸当吸附有WO42-的树脂与浓的含Cl-的溶液接触，Cl-将被吸附的WO42-置换，使之进入溶液。同时树脂将重新转型为Cl-型，便于下一周期的交换解析反应。其主要化学反应方程式如下：（R4N）2WO4（org）+2Cl-（aq）=2R4NCl（org）+WO42-（aq）离子交换经吸附解析两个工序，总除杂率能够达到90～95%，甚至更高。但在碱性溶液中，钨酸根和钼酸根的性质相近，因此在离子交换过程中两者行为相同，故本工艺基本不能除钼。另有，处理高浓度钨酸钠溶液的离子交换技术[12]。（2）弱碱性阴离子交换树脂将钨酸钠溶液转型弱碱性阴离子交换树脂AH-80∏将净化的Na2WO4溶液转型成（NH4）2WO4。相对于经典工艺而言，本工艺能使WO3回收率提高1.3～1.5%，且盐酸消耗降低65～70%，CaCl2降低100%，电力消耗降低30～40%。4）工艺的确定下面对比各个方法的优缺点，进而选出最合适的净化除杂方法[13]（1）经典化学净化法。优点：工艺成熟，除杂彻底，产品质量可靠。缺点：流程长，试剂量大，成本高；钨回收率相对低，操作环境差。可见，化学净化法是一种老方法，虽然能够得到质量可靠的产品，但由于工序太长，金属回收率低，降低了产品的回收率，经济上是不划算的；且三废排放量大，正逐步被萃取法和离子交换法取代。因此，经典化学净化法不予采用。（2）萃取法优点：比经典法流程短，收率高；产品质量好，生产能连续化。缺点：不能除杂，操作要求严格。由于有机萃取剂的售价比较高，增加了企业的成本支出，且生产过程中P、As、Si和Mo生成杂多酸，一起萃入有机相，不能够除杂，必然增加萃取之前或之后的处理工序。而且萃取过程操作要求也比较严格。因此，萃取法不予采用。（3）离子交换法优点：除杂与转型同时完成，流程短，成本低；钨收率高，产品质量可靠，操作易于掌握，操作环境好。缺点：不能除钼，用水量大。离子交换法是所有除杂工艺中流程最短的一个工艺，除杂与转型能够同时完成，操作非常方便。随着M115除钼方法的问世，钨钼分离已可以解决，且目前实验室中已实现了离子交换一步法除P、As、Si、Mo等杂质。因此，综合考虑，离子交换是目前最为理想的转型—除杂净化工艺，故选择此种方法。2.3.2除钼工艺的确定钨、钼分离一直是钨钼冶金工业的一大难题[14]，由于镧系收缩的影响，钨钼离子半径接近：原子结构、化学性质都极其相似，使得分离过程难度很大。长期以来：人们对钨钼分离进行了大量的研究，并取得了许多突破性的进展，概括起来有以下几种：沉淀法、萃取法、离子交换法及其他方法。1）化学法除钼（硫化物净化法）原理：硫代化能力：MoO42-≥WO42-其主要化学反应方程式如下：Na2MoO4+4NaHS=Na2MoS4+4NaOH将溶液酸化至pH=2.5～3，则Na2MoS4生成MoS3沉淀：Na2MoS4+2HCl=MoS3↓+2NaCl+H2S除钼过程为在耐酸搪瓷反应器内将Na2WO4溶液加热到70～80℃，加入NaHS量按理论计算量的125～150%加入，煮沸，用10～20%的稀盐酸中和到pH=2.5～3，煮沸1.5～2h后过滤，钼可除去98～99%，溶液中的钼可降到0.01～0.05g/L。除钼后的Na2WO4溶液由于PH低，生成部分偏钨酸盐，应加NaOH煮沸1～2小时，使之转化为正钨酸盐。化学法除钼的特点：优点：简单易行,能除去溶液中大部分钼。缺点：（1）随着三硫化钼的沉淀,一部分钨亦沉淀下来,溶液中的钼含量愈大,其沉淀损失的钨愈多;（2）在三硫化钼沉淀过程中,不可避免地放出有毒的硫化氢气体,污染周围环和影响职工的健康。2）钨酸沉淀法钨酸和钼酸性质上的重要差异是：钨酸在水中和盐酸中的溶解度远远小于钼酸，且随着温度的升高,钼酸溶解度增大。利用这一性质可以从钨酸中除去部分钼。工业上经典法生产三氧化钨时，在人造白钨的酸分解工艺中,提高盐酸母液的浓度使生成的钼酸溶解于酸液中，从而与钨酸分离。该种方法的主要缺点是：盐酸耗量太大，这与酸分解后必须保持高的剩余酸度有关；钼不能从总的生产系统中排除掉，因含有钨的废酸和洗涤水在中和回收处理时，钼又和所回收的钨一起返回生产系统中；不能深度除钼,一般用于含钼较低的精矿。3）选择沉淀法它是运用当今较为先进的分子设计理论，利用钨钼化合物的性质差异，分子的构效关系及空间诱导效应出发，设计并合成一种高效除杂试剂M115，使它们能有效地与钨酸盐溶液中的钼等杂质形成难溶化合物沉淀下来，钼进入渣中，而钨则不与其作用，仍留在溶液中，从而实现钨与钼的高效分离。它是目前较为先进的钨钼分离技术。选择沉淀法的特点：优点：（1）工艺具有流程短，工艺简单，能实现钨钼深度分离，能同时出去砷、锡等杂质，钨损小。（2）设备简单，除杂效率高、成本低。（3）操作环境好，生产污染小。4）钨盐沉淀或结晶法该法是在APT结晶过程中，使部分钼留于结晶母液中，控制APT的析出率可使近70%的钼留于结晶母液中，这种方法的实质也是利用了钼能形成硫代钼酸盐的原理。但该法除钼有一定的限度，还会大幅度降低钨的析出率,生产效率降低、不经济。5）Mo6+、W6+/H2O2/TBP体系除钼本工艺是基于H2O2能破坏钨钼杂多酸离子，使钨钼分别生成相应的过氧阴离子，由于钼的过氧阴离子稳定性比钨大得多，故TBP选择性萃取钼，钨则主要留在溶液中，从而实现钨钼分离。2[H3O(H2O)3•3TBP]+(org)+[Mo2O11(H2O)2]2-(aq)=[H3O(H2O)3•3TBP]2[Mo2O11(H2O)2](org)本工艺缺点：H2O2消耗量过大，同时钼的分配比严重地受溶液中碱金属盐的浓度的影响。6）Mo6+、W6+/EDTA/D2EHPA体系除钼该技术基于在弱酸性介质中(PH<3)钼的同多酸根离子及钨钼杂多酸根离子发生部分解聚：Mo7O246-+20H+=7MoO22++10H2O钼部分转化为MoO22+，即溶液中有部分MoO22+平衡存在。而钨基本上保持为聚合阴离子。采用酸性萃取剂进行萃取可将溶液中的MoO22+选择性提取到有机相，从而使溶液中的解聚反应继续进行,直到钼完全解聚并完全提取为止。此反应过程缓慢，为加快进程，加入EDTA作解聚剂。经多次逆流萃取,钼的萃取率达96%～98%,而钨的萃取率小于1%。7）Mo6+、W6+/NaHS/季铵盐体系除钼该技术是基于在弱碱性介质中钼对S2-的亲和力比钨大，加入一定量S2-则优先形成MoS2-，然后用季铵盐萃取MoS2-。MoS2-(aq)+2CH3R3NCl(org)=(CH3R3N)2MoS4(org)+2Cl-一般硫化物加入量为理论用量的200～500%，pH为8.4～8.6，再按季铵盐在烷基苯中的溶液作有机相进行萃取。有机相中的季铵盐的浓度为1～5%，此时钨钼的分离系数达1100～5000，在单级萃取中，钼打得萃取率达90%。8）离子交换法除钼（1）将钼转化为硫代钼酸盐后再用阴离子交换树脂分离钨钼中南大学最先着手研究利用硫代钼酸根离子与钨酸根离子性质的差异，用强碱性阴离子交换树脂分离钨钼，并取得了很大的进展。陈洲溪等研究了用离子交换法从硫化后的钨酸盐溶液中除钼的工艺，并取得了专利。其基本原理利用硫代钨酸根离子和硫代钼酸根离子的生成条件和稳定常数不同，钼酸根离子优先生成硫代钼酸根离子；并且在树脂上钨酸根离子和硫代钼酸根离子具有不同的交换势,可以优先吸附硫代钼酸根离子，而使钨酸根离子留在交后液中，然后再用含有氧化剂的解吸剂解吸树脂上的钼，使树脂再生。该方法具有除钼效果好、操作简单、环境污染小等优点，但是由于硫代钼酸根离子被树脂吸附后很难解析，因此，必须使用氧化剂次氯酸钠进行解析，不利于树脂的再生及其使用。（2）用阴离子交换树脂AMП分离钨钼此法的特点是不需要进行硫代化，利用钨钼酸根离子在离子交换树脂吸附的差异直接进行钨钼分离。这要求树脂的选择性很高，对操作条件要求严格。该法的优点是操作简单，处理量大；缺点是除钼深度不够，交换和解吸速度太慢。（3）用D296树脂分离钨钼此法同样不需要进行硫代化，利用钨钼酸根离子在离子交换树脂吸附的差异直接进行钨钼分离。但要求树脂的选择性很高，对操作条件要求严格。该法操作简单，除钼率高，但所需淋洗液用量太大，每25ml料液需淋洗液1L。（4）离子交换一步法除钼[15]一步离子交换法的基本依据是，当含钼的钨酸盐溶液经硫化预处理后，由于硫代钼酸根离子与阴离子交换树脂的亲和势远高于钨酸根离子置换下来，再用交换色层分离作用，使钨钼达到深度分离。一般情况下采用串柱法，即将料液通过一系列串联的交换柱，通常前面的3～4根柱用于吸附钼，由于钼含量小，可以用短而细的小柱，故称为S柱，最后一根柱高而粗用于吸附钨，故称为L柱。设计时控制第一根钼柱尚未穿漏，因此进入L柱的溶液不含钼，与常规的钨的离子交换情况一样，钨吸附于树脂上，而磷、砷、硅及氟杂质离子从柱底漏出。2.3.3除钼工艺的选择与论证沉淀法、萃取法、离子交换法三种方法中每种方法都有自己的优缺点[16]，但总的来说，萃取法和离子交换法一般都要对钨酸铵溶液进行一定的处理（如硫化，酸化或是氧化），而且需要特定的设备和一定的技术操作方法，尽管除钼比较彻底，但操作不方便。对比之下，沉淀法操作更为方便，其中优势最为明显的当然是选择沉淀法除钼，该工艺不仅设备简单，除钼率高（除钼率可达94%～99%），而且在除钼的同时还能除去As等其它杂质，钨损小（钨的回收率大于99.9%），这些优点是其他方法无法比拟的，所以我们选用选择沉淀法除钼。2.3.4结晶工艺的确定结晶的方法主要有三种方法：1　蒸发结晶法2　中和结晶法3　冷冻结晶法结晶过程中要注意仲钨酸铵粒度的控制，还有就是结晶过程中杂质的行为和晶体纯度的影响因素。影响APT粒度的因素主要有蒸发中和的速度、急剧冷冻、温度、原液浓度、杂质含量、晶种量等。而其粒度主要分为粗颗粒（≥40um）、中颗粒（30～40um）、细颗粒（≤30um）三类。1）蒸发结晶法蒸发结晶法有间断作业和连续作业两种方式。间断作业一般在夹套加热的搪瓷反应器中进行。通过加热使氨挥发，蒸发终点及产品纯度要求都是由母液的比重来控制。对于离子交换所得的(NH4)2WO4而言，由于盐析作用，当溶液的体积蒸发掉60%左右，APT的结晶率可达到90～95%。APT的粒度由结晶温度和蒸发速度控制。连续作业是在连续蒸发器中进行的。它的优点是过程连续化、生产能力大、质量稳定、粒度均匀，同时氨易于回收。蒸发结晶过程反应如下：12(NH4)2WO4=5(NH4)2O•12WO3•nH2O+14NH3+(7-n)H2O当结晶温度高于50度时，n=5，产品为片状结晶；当温度低于50度时，n=11，产品为白色针状结晶。2）中和结晶法用浓度为10～20%的稀盐酸缓慢加入激烈搅拌的(NH4)2WO4溶液，中和pH到7～7.5，静置8～12h，析出90～95%的APT。中和结晶过程反应如下：12(NH4)2WO4+14HCl+(n-7)H2O=5(NH4)2O•12WO3•nH2O+14NH4Cl当过程在室温下进行，n=11，产品为针状；当在50度以上，n=5，产品为片状。中和结晶法能耗小，易获得细颗粒APT产品，但盐酸带入的杂质会污染APT，母液体积大，回收系统负担大。3）冷冻结晶法其实质是用液氮将(NH4)2WO4溶液急剧冷冻，APT和水同时结晶，然后在真空下使水及游离氨升华除去。这种方法得到的APT粒度细，粒度均匀，各杂质和添加剂分布均匀。因而易于制取成分均匀的复合粉。4）工艺选择论证中和结晶法虽然具有能耗好，易获得细颗粒APT，但盐酸带入的杂质会污染APT，母液体积大，回收系统负担大；而且中和后需静置8～12h，导致结晶速度慢。冷冻结晶法虽然可以得到质量较高的APT，但是需要费用较高的制冷设备；蒸发结晶法的连续方式中，过程连续化、生产能力大、质量稳定、粒度均匀，同时氨易于回收。虽然蒸发过程耗费能源，但是对于拥有充足水电的南方可以克服这个问题。因此，仲钨酸铵的结晶制取在此选用蒸发结晶法。2.3.5母液回收除冷冻结晶外，APT结晶过程中都会产生结晶母液，含30～80g/L的，此外离子交换法产生的结晶母液中还含有100～150g/L的氯化铵。根据工艺流程和母液成分选用不同的方法，回收母液中的钨[17]。工业中用到的方法有：沉淀白钨法，萃取法和离子交换法。1）沉淀白钨法在结晶母液中加入氢氧化钠，使仲钨酸铵转化为钨酸钠溶液，然后加入CaCl2沉淀CaWO4。其主要反应如下：↑也可设计除具有特定性能的化合物，这种化合物能与溶液中的钼、砷等杂质化合物作用形成沉淀，而不与钨形成沉淀，因而实现钨钼分离[18]。2）离子交换法离子交换法回收含大量氯化铵的结晶母液时，将母液用盐酸调节PH为3～4，通过弱碱性阴离子交换树脂后，其中的W，Mo与P，As，Si以同多酸或杂多酸的形态被吸附，负钨有机相经NaOH解吸后，可得到浓的钨酸钠溶液[19]。我国主要采用碱分解—离子交换—结晶蒸发工艺生产仲钨酸铵[20]。再改工艺生产APT结晶母液，其主要成分为氯化铵及钨的同多酸与杂多酸的铵盐。由于Cl-的浓度较高，而Cl-对离子交换树脂吸附的交换容量具有不利的影响。纳滤膜是20世纪80年代以来发展起来的一种新型压力驱动分离膜，其性质介于反渗透膜和超滤膜之间。纳滤膜又是一种荷电膜，它除了对不同分子量的粒子有选择透过性，还对不同价的离子也具有选择透过性：能截留多价阴离子的盐而允许一价离子的盐透过膜。根据水溶液中Cl-与含钨离子在分子量和电荷上的区别和压力驱动膜的选择透过性，中南大学提出了一种新的处理APT结晶母液的方法，即压力驱动膜处理APT结晶母液回收其中的钨和氯化铵。3）溶剂萃取法萃取法回收含大量氯化铵的结晶母液时，将母液用盐酸调节PH为3-4，加入还原剂使还原为，然后用25%的TOA+35%TBP+45%煤油作为有机相进行萃取，萃取相比O/A=1/（3.5～6），经二级萃取，98%的钨被萃取，萃余液含大量氯化铵，可浓缩得到氯化铵结晶，负钨有机相用2.5mol/L的NaOH溶液反萃，反萃后的钨酸钠返回主流程，有机相经酸化返回萃取使用。4）母液回收工艺的选择与论证萃取法和离子交换法一般都比较复杂，需要专门的设备，而且需要有机试剂或树脂，成本比较高[21]。相对而言，沉淀白钨法要方便得多，操作比较简单，所以我们采用沉淀人造白钨法。2.3.6钨冶炼碱压煮工艺的选择与论证1）技术方面的比较由图2-4所示可知，产品APT大部分是在主流程中一次生成，结晶母液经碱压煮转化、净化后直接进入萃取，其副流程工序比酸法大为减少，所以碱压煮—萃取工艺的实收率和回收率相差不大，实收率相对较高。通常生产实收率可达90%，回收率可达96%。碱压煮—萃取工艺压煮阶段主要是运用黑钨精矿中的主要组分(Fe，Mn)WO3与NaOH作用生成钨酸钠：FeWO4(s)+2NaOH(aq)=Na2WO4(aq)+Fe(OH)2(s)MnWO4(s)+2NaOH(aq)=Na2WO4(aq)+Mn(OH)2(s)其他元素大部分形成不溶物与钨酸钠分离。碱压煮—萃取工艺在压煮阶段需消耗大量的液碱[22]，原料中每吨WO3需约2.5t液碱，而液碱价格约为盐酸的三倍多，且密闭压煮器价格昂贵，同时萃取阶段使用的有机相也很贵，所以碱压煮—萃取工艺生产的投资和加工成本较高。此外，因压煮法先将许多不溶于碱液的杂质以渣的形式除去。净化后过滤的渣也将返回压煮工序再以压煮渣的形式排放，所以产渣量大，产渣率约为40%。对比图2-4和图2-5可知，碱压煮—离子交换工艺是用离子交换代替碱压煮—萃取法中的萃取工艺，同时取消萃取前的净化除杂工序而形成的新工艺，所以对矿源的适应性较强。由于取消了净化除杂和萃取工序，所以与另外两种方法相比，该工艺具有流程短、不需钨回收系统、钨的损失少、回收率高(可达96.3%以上)、除杂效果好、腐蚀性小、设备较少、操作简便、环境污染较少、易实现机械化等优点。图2-4钨精矿碱压煮-萃取工艺流程图图2-5碱压煮-离子交换工艺流程碱压煮—离子交换法在离子交换前需将粗钨酸钠溶液用水稀释到WO3浓度为15～25g/L，而且交换后树脂还需洗涤，所以生产过程中需耗用大量的水，由于前期工序仍为碱压煮，故产渣量大。该法与碱压煮—萃取法相比，压煮设备相同，而后续离子交换所需设备较少，虽水量消耗大，但目前水价相对很便宜，故其投资和加工成本相对较低。2）环保方面的比较该工艺的污染主要为固体污染和气体污染，有少量废液需处理。由于该工艺自身特点的限制，生产过程中产生大量渣，渣中主要含有P、As两种元素,应加以回收利用。萃取工序有机相的蒸发，影响工人的身体健康，目前尚无理想的治理方法。此外，生产过程中所产生的硫化氢气体和氨气也影响操作环境，必须回收处理。由于压煮工序为碱性，而萃取采用酸性介质(pH=2～3)，所以萃余液中含有大量由有价化工原料酸与存在于浸出液中的游离碱所形成的无用无机盐。为达到环保要求，如何处理这种含盐量很高的萃余液已成为一个急需解决的问题[23]。碱压煮—离子交换工艺的“三废”问题相对于上述两种工艺程度较轻，只有废渣和废液问题需解决，且废渣的情况及处理与碱压煮—萃取工艺中基本相同。碱压煮—离子交换工艺中，压煮溶液稀释后经过离子交换，使大量杂质如P、As、K、SiO2等留在余液中，所以余液必须经过处理达标后才可排放。碱压煮—离子交换工艺采用氨水加高浓度的NH4Cl混合液淋洗吸附有WO3的树脂，所得到的(NH4)2WO4溶液中含有大量NH4Cl。该溶液蒸发结晶APT后留下的母液含有相当多的NH4Cl和一定量的WO3，应将其返回主工序回收。2.4工艺总流程生产APT流程如下：2.5工艺技术参数2.5.1磨矿工序本工序的主要任务是将精矿进一步磨细，以便下一步分解。工艺参数：液固比：1：1磨矿粒度：90%以上＜0.043mm2.5.2浸出、过滤工序本工序的主要任务是将预处理、预磨后的白钨精矿与苏打在高压搅拌下作用，使WO3转化为可溶性的Na2WO4溶液，与矿物中的CaO、SiO2、硫化矿等杂质分离。将料浆通过稀释、压滤、洗涤，达到渣与可溶性WO3分离的目的。为了提高WO3的回收率，应多次洗涤。本工序采用的设备为油压板框式压滤机。1）工艺参数（1）压煮温度：225℃（2）压煮时间：3h；操作周期4h；（3）压力：2.5MPa（4）进矿粒度：<0.043mm（5）苏打用量：为理论量的4倍（6）矿浆固液比：1：3（重量比）（7）操作速度：1m3/h(8)洗水温度：≥50℃(9)吹渣压力：2～2.5kg/cm22）经济技术指标（1）WO3溶出率：98.5%（2）杂质分解率：As：30～50%；SiO2：1～6%；Mo：40～80%；Ca≥90%：；P：9～15%（3）粗Na2WO4溶液中可溶性WO3浓度：≥75g/L（4）洗涤液终点：可溶WO3≤0.1g/L（5）工序总回收率：99%2.5.3稀释、交前液配制本工序的主要任务是将浓Na2WO4溶液调配成符合离子交换工序的交前液。先在回收部分苏打后，再加水调节溶液pH值和溶液浓度至交前液要求。技术指标：（1）稀释后WO3的浓度：15～25g/L；溶液清彻透明，无胶态和悬浮物（2）WO3回收率：99.5%2.5.4离子交换工序本工序的主要任务是将Na2WO4溶液净化除杂（主要是S、Si、As、Mo），将Na2WO4溶液转型为（NH4）2WO4溶液。使用的主要设备是离子交换柱。1）原材料：（1）交换树脂：201×7（2）NH4Cl：工业一级（3）稀Na2WO4溶液：要求清亮、透明，无胶态和悬浮物（4）液氨：工业纯2）工艺参数：（1）交前液成分：WO320g/L（2）操作容量：260mgWO3/g干树脂3）技术指标：（1）粗（NH4）2WO4溶液：WO3：200～240g/L（2）淋洗终点pH值：7（3）总除杂率：S、As、SiO2、Cu均为95%～99%，Mo除杂率为20%，符合国标APT-0级要求（4）WO3直收率：约99%（5）生产1tWO3消耗：NH4Cl0.65~0.8t，树脂1～1.5kg2.5.5钨钼分离本设计中钨钼分离工艺采用选择性沉淀法工艺，它是将离子交换得到的粗（NH4）2WO4溶液先用过量的硫化剂（NH4）2S将溶液中的MoO42-硫化为MoS42-，然后在搅拌条件下加入CuCl2生成高活性的CuS选择沉淀剂，使MoS42-被选择性的共沉淀下来。然后将料浆通过稀释、压滤、洗涤，达到富钼渣与(NH4)2WO4溶液分离的目的。本工序采用的设备为油压板框式压滤机。1）原材料：（1）硫化剂：（NH4）2S，用量为理论量的3倍（2）选择沉淀剂：活性CuCl2，用量为理论量的4倍2）工艺参数：（1）硫化时间：12h，（2）硫化温度：25℃，（3）沉淀温度：25℃，（4）沉淀搅拌时间：0.5h，（5）洗水温度：≥50℃（6）吹渣压力：2～2.5kg/cm23）技术指标：（1）主金属总的回收率：99.5%，（2）(NH4)2WO4溶液中可溶性WO3浓度：210g/L（3）除钼率：98.0%，（4）磷、砷的除去率：70%（5）洗涤液终点：WO3≤0.2g/L2.5.6蒸发结晶此工序的任务是用蒸发结晶锅将纯(NH4)2WO4溶液加热蒸发，使其中的游离NH3挥发而析出APT晶体；用真空过滤机过滤使晶体与结晶母液分开。1）原料：(NH4)2WO4溶液:WO3浓度：210g/L2）工艺条件：结晶温度85～95℃3）技术指标：（1）蒸发终点母液pH：7.0～7.7；蒸发终点比重：1.05kg/L（2）结晶率：>95%（3）结晶母液成分：WO330g/L，NH4Cl100g/L（4）母液浓缩率：70%（5）WO3回收率：96%；除杂率：80%2.5.7干燥、过筛、包装1）工艺条件及要求：（1）干燥温度：≤140℃；干燥时间：6～8h；每批250～400kg（2）过筛筛网筛目65目（不锈钢丝网）（3）混料根据化学成分与粒度组成和用户要求；合批后的产品物理性能、化学成分应均匀一致。2）技术指标：WO3回收率≥99%2.5.8结晶母液回收本工序的主要任务是回收母液中残留的WO3，解决废水问题。采取的方法是向结晶母液中加入CaCl2溶液沉淀WO3而得到白钨，返回浸出工序。工艺条件及要求：（1）苛性钠用量为理论量的1.2倍，调母液PH：8～10（2）进料：结晶母液含WO3：30g/L（3）处理时间：8h（4）加入CaCl2溶液比重：1.30kg/L理论量的1.1倍（5）反应温度：100℃（6）母液残留WO30.20g/L第三章冶金计算3.1冶金计算的目的与计算内容3.1.1目的在现代冶金中，提高产品的产量和质量，降低产品的成本(即实现高产、优质、低消耗)或者提高设备的利用率和延长设备的使用寿命，严格控制生产过程的技术条件等都需要在冶金过程计算的基础上来分析和进行。冶金计算即根据冶金过程的基本原理，用数学分析的方法从量的方面来研究冶金过程的工艺，是冶金设计的必需环节.通过冶金过程计算,确定生产过程中各个工序物料处理量，为整个生产过程中设备选型、决定设备尺寸、台数及辅助工程和公共设施的规模、能量的供给和利用提供依据。3.1.2计算内容本设计冶金计算的内容主要针对以下三个方面:（1）冶金过程有价成分平衡计算;（2）冶金过程物料平衡计算;（3）冶金过程能量平衡计算。3.2有价金属核算3.2.1工序示意图如图3-1。3.2.2工序指标以下符号分别表示：Qn——(n=1、2、3、4、5、6、7)工序的处理量（kg）；Pn——n工序的产量（kg）；Xn——n工序的不可返回损失量（kg）；Rn——n工序的可返回损失量（kg）；xn——n工序的不可返回损失率（%）；rn——n工序的可返回损失率（%）。根据设计要求，参考其他工厂的生产实践及相关书籍，选取白钨精矿生产仲钨酸铵的各项指标见表3-1。QⅠx1Ⅱx2Ⅲx3Ⅳx4Ⅴx5Ⅵx6Ⅶx7P图3-1工序示意图表3-1苏打压煮—离子交换—选择性沉淀—蒸发结晶法制取仲钨酸铵生产的各工序指标 序号 名称 不可返回损失率x(%) 可返回损失率r(%) 工序直收率η(%) I 磨矿 0.5 0 99.5 II 浸出过滤 1.5 0 98.5 III 稀释 0.5 0 99.5 IV 离子交换 1.0 0 99.0 V 除钼 0.5 0 99.5 VI 蒸发结晶 0.5 2.5 97.0 VII 干燥过筛包装 0.5 1.5 98.0 VIII 母液回收 0.5 0 99.53.2.3有价金属衡算原料为黑白钨混合矿，其中含WO347%，Ca4.5%，P0.85%，As0.7%，SiO27.5%，Mo0.25%，产品APT符合国标GB10116-88-0级。表3-2GB/T10116—1988—0级标准 WO3含量不小于88.5% 杂质含量(以WO3为标准不大于)% Al 0.0005 Mo 0.0020 As 0.0010 Na 0.0010 Bi 0.0001 Ni 0.0007 Ca 0.0010 P 0.0007 Cs 0.0010 Pb 0.0001 Co 0.0010 S 0.0007 Cu 0.0003 Sb 0.0008 F 0.0010 Si 0.0010 K 0.0010 Sn 0.0001 Mg 0.0007 Ti 0.0010 Mn 0.0010 V 0.0010选取的原料中含WO3为47%，产品中含WO3为90%。根据实际情况，除去工厂假期和设备大修，设年工作日为320天，则年产量为8000吨APT的工厂：日产APT为：APT=8000×103/320=25000kg/天日产WO3为：25000×90%=22500kg/天以日产金属含WO3量为计算基础，则：工序Ⅶ：P=22500kgx7＝0.5%r7＝1.5%η8＝98.0%Q7＝P/η7＝22500/98.0%=22959.18kgX7＝Q7·x7=22959.18×0.5%=114.80kgR7＝Q7·r7＝22959.18×1.5%=344.39kg工序Ⅵ：P6＝Q7＝22959.18kgx6＝0.5%r6＝2.5%η6＝97.0%Q6＝P6/η6＝22959.18/97.0%＝23669.26kgX6＝Q6·x6＝23669.26×0.5%＝118.35kgR6＝Q6·r6＝23669.26×2.5%＝591.73kg工序Ⅴ：P5＝Q6＝23669.26kgx5＝0.5%r5＝0η5＝99.5%Q5＝P5/η5＝23669.26/99.5%＝23788.20kgX5＝Q5·x5＝23788.20×0.5%＝118.94kgR5＝0工序Ⅳ：P4＝Q5＝23788.20kgx4＝1.0%r4＝0η4＝99.0%Q4＝P4/η4＝23788.20/99.0%＝24028.48kgX4＝Q4·x4＝24028.48×1.0%＝240.28kgR4＝0工序Ⅲ：P3＝Q4＝24028.48kgx3＝0.5%r3＝0η3＝99.5%Q3＝P3/η3＝24028.48/99.5%＝24149.23kgX3＝Q3·x3＝24149.23×0.5%＝120.75kgR3＝0工序Ⅱ：P2＝Q3＝24149.23kgx2＝1.5%r2＝0η2＝98.5%Q2＝P2/η2＝24149.23/98.5%＝24516.98kgX2＝Q2·x2＝24516.98×1.5%＝367.75kgR2＝0工序Ⅰ：P1＝Q2＝24516.98kgx1＝0.5%r1＝0η1＝99.5%Q1＝P1/η1＝24516.98/99.5%＝24640.18kgX1＝Q1·x1＝24640.18×0.5%＝123.20kgR1＝0工序Ⅷ：Q8＝R6＝591.73kgx8＝0.5%r8＝0η8＝99.5%P8＝Q8·η8＝591.73×99.5%＝588.77kgX8＝Q8·x8=591.73×0.5%＝2.96kgR8＝0Q＝Q1－P8－R7＝24640.18－588.77－344.39=23707.02kg由以上计算结果得金属平衡表3-3（以日产金属含WO3量为基准）。表3-3金属平衡表 工序 名称 工序损失 直收率(%) 处理量(kg) 产出量(kg) x(%) X(kg) r(%) R(kg) I 磨矿 0.5 123.20 0 0 99.5 24640.18 24516.98 II 浸出过滤 0.5 367.75 0 0 98.5 24516.98 24149.23 III 稀释 0.5 120.75 0 0 99.5 24149.23 24028.48 IV 离子交换 1.0 240.28 0 0 99.0 24028.48 23788.20 V 除钼 0.5 118.94 0 0 99.5 23788.20 23669.26 VI 蒸发 0.5 118.35 2.5 591.73 97.0 23669.26 22959.18 VII 干燥 0.5 114.80 1.5 344.39 98.0 22959.18 22500.00 VIII 母液回收 0.5 2.96 0 0 99.5 591.73 588.77 合计 1207.03 3.2.4有价金属平衡预算1）∑X+P＝1207.03+22500.00=23707.03kg显然∑X+P≈Q＝23707.02kg金属平衡。2）全流程金属直收率：η=(P/Q)×100%＝(22500.00/23707.02)×100%＝94.91%3.3物料平衡计算以WO3日产量为基础。3.3.1工序Ⅰ磨矿工序工艺指标：液固比1：1x1＝0.5%r1＝0η1＝99.5%预磨15min粒度：90%以上＜0.043mm1）进料（1）WO3日处理量：23707.02kg（2）返料由钨回收工序返回的WO3以CaWO4形式加入球磨机中，其返料量为：P8/231.8×287.8=588.77/231.8×287.8=731.01kg而废弃APT是以（NH4）2WO4的形式加入球磨机中，其反料量为：R7/231.8×283.8=344.39/231.8×283.8=421.65kg（3）每天需加入钨混合矿的量：23707.02/47.00%=50440.47kg其中含：Ca：50440.47×4.50%=2269.82kgP：50440.47×0.85%=428.74kgAs：50440.47×0.70%=353.08kgSiO2：50440.47×7.50%=3783.04kgMo：50440.47×0.25%=126.10kg(由于设计任务书中未给出其他杂质的含量，在此设计中即将其略去)（4）硝石加入量加入硝石为钨矿重量的2%:（50440.47+731.01+421.65）×2%=1031.86kg（5）配水量磨矿工序采用湿磨，其中液固比为1：1（质量比），则每日磨矿工序需加水：50440.47+731.01+421.65+1031.86=52624.99kg2）出料（1）矿浆量：52624.99×2×99.5%=104723.73kg其中含：WO3：24640.18×99.5%=24516.98kgCa：2269.82×99.5%=2258.47kgP：428.74×99.5%=426.60kgAs：353.08×99.5%=351.31kgSiO2：3783.04×99.5%=3764.12kgMo：126.10×99.5%=125.47kg（2）矿浆损失：52624.99×2×0.5%=526.25kg含WO3：24640.18×0.5%=123.20kg表3-4磨矿工序物料平衡表 进料 出料 序号 物料名称 重量（kg） 含WO3量（kg） 序号 物料名称 重量（kg） 含WO3量（kg） 1 钨矿 50440.47 23707.02 1 矿浆 104723.73 24516.98 2 水 52624.99 2 矿浆损失 526.25 123.20 3 反矿 731.01 588.77 4 废APT 421.65 344.39 5 硝石 1031.86 合计 105249.98 24640.18 合计 105249.98 24640.183.3.2工序II浸出、过滤工艺指标:压煮液固比3:1浸出液含WO3100～130g/L压滤、洗涤后粗Na2WO4溶液比重为1.1,含WO385g/L渣含WO3≤2%，渣含水≤25%杂质浸出率：As:35%，SiO2:2%，Mo:70%,P:12%x2＝1.5%，r2＝0，η2＝98.5%1）进料（1）矿浆量104723.73kg,其中含WO324516.98kg，水52361.87kg（2）苏打量由方程式：CaWO4+Na2C＝Na2WO4+CaCO3(Fe,Mn)WO4+2Na2CO3=FeCO3[MnCO3]+Na2WO4可得WO3与苏打的计量关系为1:1,则:日处理WO3量：24516.98-344.39×0.995=24174.31kg,分解率为98.60%理论上需要Na2CO3：24174.31×98.60%×106/231.8=10899.92kg选实际用量为理论用量的4倍：10899.92×4=43599.68kg苏打回收率为70%，则：（43599.68-10899.92-207.72×2%×106/60）×70%=22884.69kg除去回收苏打量，每天需额外添加苏打：43599.68-22884.69=20754.99kg（3）Al2O3添加剂加入量用Al2O3从矿浆中除硅时,取Al2O3/SiO2＝0.8(质量比)则：Q＝3764.12×0.8=3011.30kg（4）NaOH加入量加入NaOH为苏打理论量的0.2倍：10899.92×0.2=2179.98kg（5）配水量苏打高压浸出的液固比为3：1，则需配水：（52361.87+43599.68+3011.30+2179.98）×3-52361.87=251096.62kg另外，压滤后洗涤用水设为5400kg；则压煮前总水量为：251096.62+52361.87+5400=308858.49kg总矿浆量为：52361.87+308858.49+2179.98+3011.30+43599.68=410011.17kg2）出料（1）粗Na2WO4溶液由：P2=24149.23kg；x2=1.5%x2=1.5%包含有工艺损失和机械损失，因其机械损失的矿物最终会收集到渣中，即工艺损失中。压滤、洗涤后的Na2WO4溶液比重为1.2，含WO375g/L，则粗Na2WO4溶液为：24149.23×1.2×103/75=386387.68kg溶液中钨酸钠的质量为：24149.23×293.8/231.8=30608.47kg粗Na2WO4溶液主要成分为Na2WO4和多余的Na2CO3(除去与钨和硅反应的Na2CO3)。剩余溶液中Na2CO3的质量：（43599.68-10899.92-3764.12×2%×106/60）×98.5%=32078.26kg则粗Na2WO4溶液含水量为：386387.68-30608.47-32078.26=323700.95kg含：P：426.60×98.5%×12%=50.42kgAs：351.31×98.5%×35%=121.11kgSiO2：3764.12×98.5%×2.0%=74.15kgMo：125.47×98.5%×70%=86.51kg由于浸出时反应生成钨酸钠，因此Ca、Fe、Mn进入了渣里面。此后的溶液中Ca、Fe、Mn杂质的含量均可视为达到国家标准，即不大于0.0010%。（2）浸出、过滤工序物料平衡如表3-5。表3-5浸出、过滤工序物料平衡表 进料 出料 序号 物料名称 物料重量（kg） 含WO3量（kg） 序号 物料名称 物料重量（kg） 含WO3量（kg） 1 矿浆 104723.73 24516.98 1 粗钨酸钠溶液 385494.33 24149.23 2 苏打 43599.68 2 浸出渣 24516.98 367.75 3 添加剂 3011.30 4 苛性钠 2179.98 5 压煮用水 251096.62 6 洗涤用水 5400 合计 410011.31 24516.98 合计 410011.31 24516.983.3.3工序III稀释工艺指标：交前液比重1.0，含WO315~25g/Lx3＝0.5%r3＝0η3＝99.5%Na2CO3回收率70%1）进料（1）粗Na2WO4溶液量为385494.33kg；含WO324149.23kg；含Na2CO332078.26kg，约100～130g/L。（2）CO2用量根据Na2CO3+CO2+H2O=2NaHCO3需CO2量为：32078.26×44/106=13315.50kg取理论量的1.5倍：13315.50×1.5=19973.25kg（3）配水量取WO320g/L交前液量：24149.23×1.0×103/20=1207461.50kg需配水量：1207461.50-385494.33-19973.25=801993.92kg；2）出料（1）机械损失该工序主要为机械损失,其损失率为0.5%，损失量为1207461.50×0.5%=6037.31kg；WO3损失：24149.23×0.5%=120.75kg（2）回收苏打苏打的回收率为70%，则32078.26×70%=22454.78kg（3）交前液交前液：1207461.50-6037.31-22454.78=1178969.41kg含WO3：24149.23-120.75=24028.48kg其中：P：50.42×99.5%=50.17kgAs：121.11×99.5%=120.50kgSiO2：74.15×99.5%=73.78kgMo：86.51×99.5%=85.72kg稀释工序物料平衡如表3-6。表3-6稀释工序物料平衡表 进料 出料 序号 物料名称 物料重量（kg） 含WO3量（kg） 序号 物料名称 物料重量（kg） 含WO3量（kg） 1 矿浆 385494.33 24149.23 1 交前液 1178969.41 24028.48 2 CO2 19973.25 2 机械损失 6037.31 120.75 3 稀释水量 801993.92 3 回收苏打 22454.78 合计 1207461.50 24149.23 合计 1207461.50 24149.233.3.4工序Ⅳ离子交换1）吸附、淋洗工序工艺指标：淋洗剂10g/LNaCl溶液，比重为1.0kg/L，用量100kg/tWO3；树脂饱和容量260mg/g干树脂，湿式密度1.20g/cm3，含水量45%；交后液含WO30.08g/L；机械损失率0.4%；WO3吸附率99.7%，Na2CO3吸附率20%。（1）进料1　交前液1178969.41kg，其中含WO324028.48kg；2　树脂树脂的饱和容量为260mg/g干树脂，湿式密度为1.20g/cm3。则所需干树脂量为：依据生产经验，选定离子交换操作周期为8小时，故每天分3批加料，则每批进入离子交换柱的交前液为：1178969.41/3=392989.80㎏，含WO3：24028.48/3=8009.49㎏。干树脂质量：8009.49×103/260=30805.74㎏湿树脂质量：30805.74/（1-45%）=56010.44㎏树脂体积：V=56010.44/1.2=46675.36L3　淋洗剂10g/LNaCl溶液，比重为1.0kg/L，用量100kg/tWO3；淋洗剂：24028.48×100/1000=2402.85㎏4　洗水：选取洗水量为湿树脂量的1.5倍，则洗水量为：1.5×56010.44×3=252046.98kg5　进料总量：1178969.41+2402.85+252046.98=1433419.24kg（2）出料1　交后液交后液含WO30.08g/L，为0.4%，则计算交后液的量为：24028.48×0.4%×103/0.08=1201424kg其中含WO324028.48×0.4%=96.11kg2　树脂附载钨：24028.48×99.7%=23956.39kg3　淋洗后液：（包括淋洗剂和洗水）2402.85+252046.98=254449.83kg其中含钨0.3%：24028.48×0.3%=72.09kg2）解吸工序工艺指标：解吸剂NH4Cl+NH4OH溶液，其中：NH4Cl：240g/L，NH4OH：60g/L；解吸剂用量：NH4Cl：800kg/tWO3，液氨：100kg/tWO3；解吸后WO3浓度为210g/L，机械损失0.3%，溶液比重1.20kg/L；（1）进料1　树脂附载钨23956.39kg；2　解吸剂由工艺指标计算解吸剂用量为：（800×23956.39/240+100×23956.39/60）×1.2=143738.34kg其中含NH4OH：23956.39×100/1000=2395.64kg3　纯水选取纯水用量为湿树脂的1倍，则计算纯水量为：1×56010.44×3=168031.32kg4　进料总量：168031.32+143738.34=311769.66kg（2）出料1　解吸后液机械损失0.3%；解析后液含WO3：24028.48×（1-0.3%-0.3%-0.4%）=23788.20kg解吸后液为：23788.20×103×1.20/210=135932.54kg设除杂率As：99.0%，SiO2：99.0%，P：99.0%，Mo：5%则解吸后液中含杂：P：50.17×1%=0.5017kgAs：120.50×1%=1.205kgSiO2：73.78×1%=0.7378kgMo：85.72×95%=81.43kg2　洗液：（一般等于洗水的量）168031.32㎏含WO3（0.3%）：24028.48×0.3%=72.09kg离子交换工序物料平衡如表3-7。表3-7离子交换工序物料平衡表 进料 出料 序号 物料名称 物料重量（kg） 含WO3量(kg) 序号 物料名称 物料重量（kg） 含WO3量(kg) 1 交前液 1178969.41 24028.48 1 交后液 1201424 96.11 2 淋洗剂 2402.85 2 淋洗后液 254449.83 72.09 续表3-7离子交换工序物料平衡表 3 解析剂 143738.34 3 解吸后液 135932.54 23788.20 4 淋洗用水 2402.85 4 解吸钨损 72.09 5 解析用水 168031.32 5 解吸洗液 168031.32 合计 1495544.77 24028.48 合计 1759837.69 24028.493.3.5工序V除钼工艺指标：硫化剂80g/L（S​2-）的(NH4)2S溶液，比重1.05g/L；沉淀剂M115-a，CuCl2质量分数10%；除钼率99.0%。硫化剂用量为理论用量的3倍；沉淀剂用量为理论的4倍x3＝0.5%r3＝0η3＝99.5%1）进料（1）含Mo的(NH4)WO4溶液135932.54kg，其中含WO323788.20kg其中含Mo量为：81.43kg（2）硫化剂硫化剂中其作用的为S2-,而S2-与MoO42-在溶液中有以下作用行为：S2-+H2O=SH-+OH-;4HS-+MoO42-=MoS42-+4OH-;因此：Mo与S的计量关系为：1：4；W=81.43×4×32.06/95.94=108.84kg硫化剂用量为理论用量的3倍，S2-的浓度是80g/L，比重1.05g/L，则需硫化剂：108.84×1000×1.05×3/80=4285.57kg（3）沉淀剂沉淀剂用量为理论的4倍，沉淀剂中期作用的物质为CuCl2，且溶液质量分数取10%，则实际沉淀剂需要：Mo～CuCl295.94134.4581.43MCuCl2MCuCl2=81.43×4/10%×134.45/95.94=4564.63kg（4）洗水设为M洗水，由后面计算得知为1353.26kg（5）加料总量：135932.54+4285.57+4564.63+M洗水=135932.54+4285.57+4564.63+1353.26=146136kg2）出料（1）损失损失率0.5%，物料总损失：146136×0.5%=730.68kgWO3损失量：23788.20×0.5%=118.941kg溶液含钨：23788.20×99.5%=23669.26kg（2）(NH4)2WO4溶液控制(NH4)2WO4溶液比重1.20kg/L，WO3200g/L，则出料(NH4)2WO4溶液为：23669.26×103×1.20/200=142015.56kg其中含：Mo：4285.57×1.0%=42.86kg（3）Mo渣Mo渣为CuMoS4沉淀，除钼率达99.0%，根据化学计量关系：Mo～CuMoS495.94287.7381.43×99%W则W=81.43×99%×287.73/95.94=241.77kg钼渣中含Mo12%，则最后得到高钼渣：241.77/12%=2014.76kg平衡计算：进料=出料，即：135932.54+4285.57+4564.63+M洗水=（135932.54+4285.57+4564.63+M洗水）×0.5%+2014.76+142015.56M洗水=1353.26kg除钼工序物料平衡表如表3-8。表3-8除钼工序物料平衡表 进料 出料 序号 物料名称 物料重量(kg) 含WO3量(kg) 序号 物料名称 物料重量(kg) 含WO3量(kg) 1 粗(NH4)WO4溶液 135932.54 23788.20 1 (NH4)WO4溶液 142015.56 23669.26 2 硫化剂 4285.57 2 工艺损失 730.68 118.94 3 沉淀剂 4564.63 3 Mo渣 2014.76 4 洗水 1353.26 合计 146136 23788.20 合计 146161 23788.203.3.6工序VI蒸发结晶工艺指标：湿APT含水10%；结晶母液含WO330g/L，比重1.05kg/L。x3＝0.5%r3＝2.5η3＝97.0%1）进料（1）(NH4)2WO4溶液142015.56kg，含WO323669.26kg（2）洗水：根据APT的量加水40000kg（3）进料总量142015.56+40000=182015.56kg2）出料（1）损失量WO3损失23669.26×0.5%=118.35kg溶液总损失量为：182015.56×0.5%=910.08kg（2）湿APT5（NH4）2O•12WO3•5H2O～12WO33132.12781.6W22959.18W=22959.18×3132.1/2781.6=25852.19kg湿APT含水10%，则计算湿APT量为：25852.19/90%=28724.65kg设蒸发结晶除杂率80%，则湿APT中含杂质量如下：P：0.5017×20%=0.10034kgAs：1.205×20%=0.241kgSiO2：0.7378×20%=0.14756kgMo：0.8143×20%=0.16286kg（3）结晶母液结晶母液比重达1.05kg/L时为结晶终点，这时母液含WO330g/L，则结晶母液量为：591.73×103/（30×1.05）=18785.08kg（4）挥发NH3由方程式：12(NH4)2WO4=5(NH4)2O·12WO3·5H2O+14NH3+2H2O可得：12WO3～14NH32781.6238.4822959.18MNH3MNH3=22959.18×238.48/2781.6=1968.40kg解吸剂带入NH3量为：23956.39×η4×η5=23956.39×99.0%×99.5%=23598.24kg挥发NH3量：1968.40+23598.24=25566.64kg挥发NH3通过淋洗塔回收液氨。（5）挥发水挥发水：142015.56×99.5%=18785.08+25566.64+28724.65+W解得：W=68229.11kg（6）废洗水废洗水量40000kg蒸发结晶工序物料平衡表如表3-9。表3-9蒸发结晶工序物料平衡表 进料 出料 序号 物料名称 物料重量(kg) 含WO3量(kg) 序号 物料名称 物料重量(kg) 含WO3量(kg) 1 (NH4)WO4溶液 142015.56 23669.26 1 湿APT 28724.65 22959.18 2 洗水 40000 2 结晶母液 18785.08 591.73 合计 182015.56 23669.26 3 挥发NH3 25566.64 4 挥发水 68229.11 5 废洗水 40000 6 机械损失 910.08 118.35 合计 182215.56 23669.263.3.7工序VII干燥过筛包装工艺指标：APT含WO390%x7＝0.5%r7＝1.5%η8＝98.0%1）进料湿APT28724.65kg，其中含WO322959.18kg2）出料（1）损失总损失量：28724.65×0.5%=143.62kg其中WO3：22959.18×0.5%=114.80kg（2）APT产出APT总量为（22959.18-114.80）/90%=25382.65kg其中不合格APT量为：22959.18×1.5%/90%=382.65kg含WO3：382.65×90%=344.39kg合格APT产品为25382.65-382.65=25000kg；含WO3：22959.18×98.0%=22500kg含杂质：P：0.10034×99.50%=0.0998kgAs：0.241×99.50%=0.239795kgSiO2：0.14756×99.50%=0.14682kgMo：0.16286×99.50%=0.1620457kg（3）蒸发水分28724.65×10%×98.0%=2815.02kg干燥、过筛、包装工序物料平衡如表3-10。表3-10干燥、过筛、包装工序物料平衡表 进料 出料 序号 物料名称 物料重量（kg） 含WO3量（kg） 序号 物料名称 物料重量（kg） 含WO3量（kg） 1 湿APT 28724.65 22959.18 1 机械损失 143.62 114.80 2 合格APT 25000.00 22500.00 3 不合格APT 382.65 344.39 4 蒸发水分 2815.02 合计 28724.65 22959.18 合计 28341.29 22959.183.3.8工序Ⅷ母液回收工艺指标：苛性钠、氯化钙用量分别为理论量的1.2倍和1.1倍；湿人造白钨含水20%；x8＝0.5%r8＝0η8＝99.5%1）进料（1）结晶母液：18785.08㎏,含WO3：591.73㎏（2）苛性钠苛性钠用量为理论用量的1.2WO3～2NaOH231.880591.73WW=591.73×80/231.8=204.22kg苛性钠的用量为：204.22×1.2=245.07kg（3）CaCl2溶液：沉淀剂为理论用量的1.1倍WO3～CaCl2231.8110.17591.73WW=591.73×110.17/231.8=281.24kgCaCl2实际用量：66.38×1.1=309.36kg（4）洗水：根据APT的量加水：8000㎏（5）进料总量：18785.08+245.07+309.36+8000=27339.51㎏2）出料（1）损失总损失27339.51×0.4%=109.36kg钨损591.73×0.4%=2.37kg（2）回收WO3：591.73×99.5%=588.77㎏即，人造白钨：588.77×287.85/231.8=731.14㎏白钨含水20%：即731.14/80%=913.92kg（3）废液：废液量：27339.51-109.36-913.92=26316.23㎏含WO3：591.73×0.1%=0.59㎏；母液回收工序物料平衡如表3-11。表3-11母液回收工序物料平衡表 进料 出料 序号 物料名称 物料重量（kg） 含WO3量（kg） 序号 物料名称 物料重量（kg） 含WO3量（kg） 1 结晶母液 18785.08 591.73 1 机械损失 109.36 2.37 2 苛性钠 245.07 2 人造白钨 913.92 588.77 3 氯化钙 309.36 3 废液 26316.23 0.59 4 洗水 8000 合计 27339.51 591.73 合计 27339.51 591.733.4产品验收合格APT中WO3含量90%。产品中含杂质：Si：（0.14682×28.09）/（22500×60.09）×100%=0.0003%〈0.0010%Mo：0.1620457/22500×100%=0.00072%〈0.0020%As：0.239795/22500×100%=0.0009%〈0.0010%P：0.0998/22500×100%=0.00044%〈0.0007%根据上述各种杂质在APT中的含量，并参照表3-2，可知产品质量符合国标APT-0级的要求，因此本设计的最终产品是合格的。第四章设备选择与计算4.1设备选择的目的与计算内容4.1.1目的冶金工厂设备的设计包括主体设备和辅助设备两大部分。其3中辅助设备多为标准产品，可以直接选用。而主体设备的设计是冶金工厂设计的重要组成部分，设备选择的好坏将直接影响到生产成本、产品质量等，所以也是车间设计中的主要内容，本设计选用的主体设备为高压反应釜。4.2主体设备的设计与计算本设计采用高压碱浸出法分解白钨矿，所以高压釜将作为本设计的主体设备设计对象，其质量和性能是否合乎要求，将会对产品质量带来很大的影响，所以需要进行很好的高压釜设计。设备选型设计一般包括以下几项内容：（1）设备总体结构的简述，即对现行工业上多用的设备进行综述；（2）采集设备选型的主要参数，这些参数一般在冶金计算中已经给出；（3）计算设备的主要尺寸，比如高压釜的设计中，反应釜筒体的高度和直径是设计的主要内容；（4）确定零部件尺寸，这些零部件的尺寸一般要根据强度要求来确定；（5）绘制设备简图；（6）有些设备的工作介质有一定的腐蚀性，所以要对设备进行防腐处理。4.2.1高压釜的结构结构：釜体，上下椭圆形封头（进料口，除料口，测温口，排气口，安全阀口，检修口），电机，减速机，搅拌桨，密封装置，加热夹套，加热蒸气进口，冷凝水出口，支座。4.2.2高压釜主要尺寸的确定查表有：标准釜有1、1.5、2、3、51:Φ1000×1300mm;1.5:Φ1100×1600mm;2:Φ1200×1800mm;3:Φ1400×1950mm;5:Φ1500×2800mm.几种搅拌反应釜釜体的H/D值[24] 种类 釜体内物料类型 H/D 一般搅拌反应釜 液—固或液—液相物料 1~1.3 气—液相物料 1~2 发酵罐类 1.7~2.5填充系数一般取0.7～0.8，筒体高径比取1.0～1.3根据该APT工厂的设计规模，选择规格为3的反应釜1）罐体的直径假设筒体高径比为1.4，先忽略罐底封头的体积，则可认为V=所以，mm根据压力容器的公称直径的标准，取D=1400mm查表可以得到：当D=1400mm时，h=350mm;V=0.4212）封头设计[25]压力容器一般设计成椭圆形封头，根据筒体直径，选则直径为1400mm的封头，其主要尺寸如下所示：表4-1封头尺寸 公称直径mm 曲面高度mm 直边高度mm 内表面积 容积 1400 350 40 2.306 0.4213）罐体高度H=（）/=取H=1.7m此时H/D=1.7/1.4=1.21满足筒体高径比1.0～1.3的要求。此时，V=浸出过程和压煮器的技术指标如下：表4-2浸出过程和压煮器的技术指标 指标项目 参数 容积/ 3 高度/mm 1700 内径/mm 1400 碳酸钠用量/理论倍数 1 浸出温度/℃与压力/Pa 225℃2.5MPa4）罐体壁厚[26]工作压力取P=2.5MPa由于材料为锅炉钢(Cr3)，压煮器的外部有胶粘石棉硅藻土绝热层，厚度为100mm，则查表有：圆筒壳体的纵向双面焊缝强度系数(μ=0.95；D=1400mm)当D内≥800mm时,μ=0.9～1.0取μ=0.95在没有腐蚀度资料的情况下，在给定介质中为提高材料的耐腐蚀所增加的厚度(C=1mm)Cr3钢的极限抗拉强度(σ临=380MPa)碳素钢轧件的安全系数(n安=2.6)同加热源直接接触的绝缘部件修正系数(η=1)计算反应釜壁厚(壳体)如下：σ容=ησ临/n安=1×380/2.6=146MPaS=[D内P/(2σ容μ-P)]+C=[1.4×1.5/(2×146×0.95)]+1×=8.61mm(σ容·μ/P=146×0.95/1.5=92＞50，上式分母中的P值可忽略不计)根据标准，壁厚取10mm。5）反应釜底厚：查表有：底内径(D内=1400mm)；底部凸出部分的高度(h凸=350mm)压煮器中的工作压力(P=2.5MPa)径向焊缝的强度系数(μ缝=0.95)在底部没有不加固的开口时，其K=1。当S'–C≤10mm时，耐腐蚀所增加的厚度，在计算壳体时要增加1mm则计算压煮器底厚：S’=[D内P/(3.8σ容·K·μ缝-P)]·[D内/(2h凸)]+C=[1.4×2.5/(3.8×146×1×0.95)]×[1.4/(2×0.35)]+0.001=8.96mm与筒体壁厚一致，取底厚S’=10mm(σ容·K·μ缝/P=146×1×0.95/1.5＞30,上式分母中的P值可忽略不计)6）法兰设计根据DN=1400mm，p=2.5MPa，按照文献我们选择乙型平焊法兰，标记为：法兰-A1400-1.6乙型，其结构尺寸和安装尺寸如文献。7）人孔设计根据其p=2.5MPa，可参考文献，选择回转盖平焊法兰人孔，标记为：人孔CⅡ16，400，JB580-79，具体尺寸参数如文献。8）支座本设计采用BN型耳式支座，根据筒体公称直径1400mm，在1000～2000mm的范围内，故选用允许载荷60KN的支座。4.2.3搅拌功率的计算1）搅拌器的选择[27]浆式搅拌器的搅拌叶一般以扁钢制造，当釜内物料对碳钢有显著腐蚀性时，可用合金钢或有色金属制成，也可以采用钢制外包橡胶或环氧树脂、酚醛玻璃布等方法。桨叶安装形式分为平直叶和折叶式两种。平直叶是叶面与旋转方向相互垂直；折叶则是与旋转方向有一定倾斜角。平直叶主要使物料产生切向方向的流动，加搅拌挡板后可产生一定轴向搅拌效果。搅拌器的运转速度较慢，一般为20～80r/min，圆周速度在1.5～3.0m/s范围内比较合适。桨式搅拌器的直径dm约取反应釜内径的1/3～2/3.不宜采用太长的桨叶，因为搅拌器消耗的功率与桨叶的五次方成正比。采用桨式搅拌器，查表有：对于常用尺寸：d/D=0.35～0.80其中，D为筒体的内径,d为浆径故可以取dm=700mm;按相关标准搅拌器的宽取b=90mm;采用的转速为：n=70r/min=1.17r/s的搅拌器搅拌器材料选用1Cr18Ni9Ti。2）搅拌功率的确定已知矿浆浓度1.5t/m3,固液比是1：1.8，则其黏度为20～100mPa·S。取黏度30mPa·S。（1）求雷诺准数：P——液体的密度，Kg/m3n——搅拌器的转数，r/sdm——搅拌器的直径，mu——液体的黏度，Pa·S则Re=（dm2×n×p）/u=[(0.952×1.17×1.5×103)]/(30×10-3)=5.28×104（2）求功率准数：KN查桨式搅拌器搅拌功率准数KN曲线得，KN=1.9（3）求单层桨功率：N‘——单层桨功率，JKN——功率准数P——液体的密度，Kg/m3n——搅拌器的转数，r/sdm——搅拌器的直径，m所以，可取搅拌桨功率为：N=3.6KW可以列表为：表4-4搅拌桨的设计参数 名称 浆径mm 浆的宽度mm 转速r/min 搅拌桨功率kw 数值 700 90 70 3.6底间距(C)即搅拌器距容器底高度，C=(0.15～0.25)D，考虑到实际生产中容器底部将会有0.3m厚的沉积物，C值不能太小；C值太大搅拌效果不足,结合实际情况可以取：C=0.4m3）搅拌轴的确定[28]此计算主要是确定轴的最小截面（轴径）。这需要进行强度计算、刚度计算或校核等，以便保证搅拌轴能安全而平稳的运转。（1）轴的强度计算搅拌轴的特点是细长。搅拌器安装在轴的最远端，轴经常收到的载荷是扭转载荷、弯曲载荷和轴向在河等组成的合成载荷。轴向载荷由容器内压力和搅拌器轴向推力相对较小，往往可忽略不计。弯曲载荷很难计算。因此，在工程应用中常用进似的方法来计算强度。其估算直径 公式 小学单位换算公式大全免费下载公式下载行测公式大全下载excel公式下载逻辑回归公式下载 ：d≥A（N/n）1/3mmN——轴传递的功率，KJn——轴的转速，r/mind——轴的最小计算直径，mmA——随许用应力[t]变化的系数；[t]——轴材料的许用剪切应力，MPa选用45号钢作为轴的材料，取[t]=31MPa（即A=117）。再由总功率N为3.6KJ，转速n为70r/min,则查选取[t]=31MPa时各轴的直径、转速、功率关系表可得：d=45mm（2）轴的刚度计算搅拌轴进行刚度计算是为了防止转轴产生过大的扭转变形，从而在运行中一起振动，造成动密封实效。因此，应该把轴的扭转变形限制在一个允许的范围内。工程上是以单位长度的扭转角j°不得超过许用扭转角[j°]作为扭转刚度条件，即：j°=180°Mn/(ΠGJn)≤[j°]j°——轴扭转变形的扭转角，°/mMn——轴所传递的扭矩，N·mG——剪切弹性模量，Pa;对于碳钢及合金钢G=0.81×105MPa；Jn——截面的极惯性矩，m4；对于实心圆矩Jn=Πd4/32;经整理后可得：d≥B（N/n）1/3mm选取[j°]=1/2，G=0.81×105MPa时，查轴的直径、转速、功率的关系表得：d=53mm又由安装搅拌器的对穿销孔，故轴径应增加15%以上，即d≥53×115%=60.95mm。再圆整到标准公称轴径，取d=65mm。4.2.4传动装置的选择传动装置通常设置在反应釜的顶部，一般采用一时布置。减速机将电动机转速减至工艺要求的搅拌转速，再通过连轴器带动搅拌轴转动。减速机下设置一机架，以便安装时保持一定的同心度以及装卸检修方便。常在封头上焊以一底座，整个转动装置连机架及轴封装置都一起安装在底座上。传动装置一般包括电动机、减速器和连轴器、以及选用或设计机架和底座等。1）电动机选择[29]反应釜的电动机一般与减速器一起配套使用，只在搅拌转速很高时，电动机才不经减速机直接驱动搅拌轴。故电动机的选用与减速机的选用配合考虑。电动机的功率主要根据搅拌器所需的功率及传动装置的传动效率所决定。所需电动机的功率与其关系有：N电机=N搅拌/h总式中：N搅拌——工艺要求的搅拌功率，KJh总——总效率（包括摆线针齿减速机效率0.95；带短节联轴器效率，1个，0.99；凸缘联轴器效率，2个，0.99；轴承效率，2个，0.99）则，N电机=3.6/(0.95×0.99×0.992×0.992)=3.98Kw又由一般异步电动机的同步转速按电动机的极数分成几档：3000，1500，1000，750，600r/min，其中1500r/min的电动机价格较低，供应也比较普遍，故可选用1500r/min的电动机。选用Y系列，再按所确定的所需电动机的功率N电机=4.0KJ，查得选用电动机如表4-5表4-5选用电动机性能 电动机型号 额定功率（Kw） 满载转速（r/min） 堵转转矩额定转矩 最大转矩额定转矩 质量（Kg） Y112M-4 4.0 1440 2.2 2.3 4.32）减速器选择[30]（1）减速器选择根据我国目前情况，反应釜用的立式减速机主要有摆线针齿型星减速机、两极齿轮减速机、三角皮带减速机等几种。选用立式减速机。再由电动机的功率N电机=4.0KJ和转速n满载=1440r/min可确定减速机的选择：比较摆线针齿型星减速机、两极齿轮减速机的基本特性，选择摆线针齿型星减速机，其性能如下表所示表4-6摆线针齿型星减速机性能 特性 摆线针齿型星减速机 减速比范围 71～15 输出轴转速范围r/min 20～100 功率范围Kw 0.6～30 效率 0.9～0.95 主要特点 减速比大，寿命长，故障少，拆卸方便，结构紧凑，重量轻，与同功率的涡轮减速机相比，现率高而体积可小一半左右。 应用条件 对过载和冲击载荷有较强承受力，可短期过载75%；允许正反旋转；可用于防爆要求车间；与电动机置连供用。由公称出轴转速为70r/min，功率为4KJ，查得选用减速机型号为4.3，减速比为23的摆线针齿型星减速机，其标定符号为BLD4-4.3-23。（2）无中间支架的机架确定根据减速机轴径d=65mm查得如下表4-7所示表4-7无中间支架的机架尺寸 标定符号 减速机轴径d(mm) 尺寸 重量Kg D1 D2 D3 D4 D5 D6 H H1 H2 400 360 320 435 400 325 540 345 95 J-B-65 65 d0 b1 b2 f1 f2 n1/d1 n2/d2 s 82.65 75 22 22 5 6 8/18 8/18 12 3）轴封作旋转运动的搅拌轴伸出反应釜封头之外，轴与封头之间存在间隙并相对运动。对这种相对间隙的密封称轴封。轴封的功能是阻止泄露。起密封作用的零件、部件称为密封件，简称密封。较复杂的密封，特别是带有附属系统的密封，称作密封装置。在反应釜中使用的密封装置主要是填料密封和机械密封两种。（1）填料箱密封填料箱体有的是铸件，有的由碳钢或不锈钢焊接而成。通常用螺栓固定在封头的底座上，这时填料箱法兰与底座采用凹凸密封面连接，填料箱为凸面，底座为凹面。当釜内操作温度大于或等于100℃或转轴线速度大雨或等于1m/s时，填料箱应带冷却水夹套，其作用是降低填料温度，保持填料具有良好的弹性，延长填料的使用寿命。根据轴直径d=65mm及工作压力P=0.5～1.0MPa，可确定填料箱相关尺寸：填料截面边长b=(1.4～2.0)d1/2=1.6×651/2=12.9mm故可取13mm;填料室深度l=（z+2）b=(5+2)×13=91mm（选有油环的）压盖法兰厚度T=0.75db=0.75×8=6mmd为轴径，mm；z为填料环数，可按填料截面尺寸和轴径关系选取z=5；db为压盖螺栓直径，mm（说明：无油环时,l=zb,有油环时，l=(z+2)b,mm)填料是维持密封的主要零件。填料的选择原则是根据反应釜内介质的特性（包括对材料的腐蚀性）、操作压力、操作温度、转轴直径、转速等进行选择。根据各条件，选择油浸石棉填料，其资料如下：表4-8油浸石棉网性能 填料名称 牌号（型号标记） 规格（正方形截面mm） 极限介质温度℃ 极限介质压力MPa 使用条件（接触介质） 油浸石棉填料 YS250YS350YS450 3,4,5,6,8,10,13,16,19,22,25,28,30,32,35,38,42,48,50 250350450 4.54.56.0 蒸汽、空气工业用水,重质石油,弱酸液等（2）机械密封机械密封又名端面密封，系由动环与静环表面相互贴合并作相对转动而构成的密封装置。机械密封装置将较易泄露的轴向密封改变为较难泄露端面（径向）密封。机械密封的基本组成：摩擦副，即动环及静环，弹簧加荷装置，辅助密封圈（动环密封圈和静环密封圈）。采用双端面密封单弹簧内装式平衡型。表4-9机械密封材料选择表 介质 动环 静环 密封圈 弹簧 名称 浓度% 温度℃ 碱类 70以下 常温 陶瓷、碳化钨、青铜1Cr18Ni9Ti\ 石墨浸渍呋喃树脂石墨浸渍环氧树脂 氟橡胶 1Cr133Cr13 含有悬浮颗粒 高温 碳化钨 碳化钨、不锈钢堆焊铬基1号 聚四氟乙烯 确定填料箱的型号为：HG21537.7-92填料箱PN1.6DN65另外的装置根据参考书选择结果如下：4）凸缘法兰：HG21564-95法兰R395-20/205）安装底盖：HG21565-95底盖RS-395-395-50-20/206）机架：J-A-507）联轴器选用凸缘联轴器，标记：HG21570-95联轴器C50-ZG270-5004.2.5压煮器的热平衡和热功率的计算采用远红外加热，实际的生产方式是先在混合槽中将矿浆预热到90℃后，加入压煮器中，在压煮器里借助远红外加热矿浆至浸出温度(225℃)。热收入：加热的矿浆带入的热量按下式确定：取矿浆的热容为2.08kJ/kg，按Q=m×c×t公式计算矿浆带入的热量为：Q矿浆=m×c×t一次装量的质量为：2.1×2000=4200Q矿浆=4200×2.08×135=1179360kj/h远红外加热的总热量一部分用于加热矿浆，另一部分通过器壁而散失：Q总=Q矿浆+Q散失加热矿浆的热量可按Q=m×c×(t1–t2)公式算出：Q加热=m×c×(t1–t2)=4200×2.08×(225-90)=1179360kJ经过压煮器器壁的热损失估算：根据经验数据，矿浆对压煮器器壁的散热系数为a1=105W/(m2·K)，钢的导热系数为λ1=46.5W/(m2·K)。用0.1m厚的石棉硅藻土作保温层，石棉硅藻土的导热系数为λ2=a+b×t平均(a=0.163，b=0.000163)。压煮器的内壁温度为225℃，取压煮器外壁温度为45℃，则壁的平均温度为：t平均=(225+45)/2=135℃λ2=a+b×t平均=0.163+0.000163×135=0.185005W/(m2·K)取周围环境的空气温度为20℃，而压煮器的外表面对周围空气的散热系数为：a2=16.9W/(m2·K)传热系数：K=1/(1/a1+∑S/λ+1/a2)其中：S—钢板或石棉硅藻土的厚度，m。压煮器器壁的传热系数（忽略远红外加热装置对传热系数的贡献）：K=1/(1/a1+∑S/λ+1/a2)=1/(1/105+0.009/46.5+0.1/0.185005+1/16.9)=1.60W/(m2·K)压煮器的表面积约(m2)为：S=2×π×R×H+2×S封头其中：R—压煮器半径的总和(包括保温层)，m；R=0.7+0.009+0.05+0.1=0.859m（假设远红外加热装置的厚度为0.05m）H—压煮器的高度(H=1.7m)。因此，压煮器的表面积(m2)近似为：S=2×π×R×H+2×S封头=2×3.14×0.859×1.7+2×2.306=12.57m2（依据标准JB1154-73，公称直径为1400mm的标准椭圆型封头的内表面积为2.306m2）由于远红外加热时的功率大于保温时的功率，故远红外加热装置的功率应按加热时的功率确定。假设压煮器内壁温度是由90℃按直线平稳上升至225℃，周围空气温度为20℃，则升温过程的内壁平均温度为：(90+225)/2=157.5℃按P=K×F×(t1–t2)公式就可确定经过压煮器器壁的热损失：Q损失=K×F×(t1–t2)×3.600=1.61×12.57×(157.5-20)×3.600=10017.66kJ用于1h加热矿浆和补偿热损失的热量，应该是远红外装置放出的热量：Q总=Q矿浆+Q损失即Q总=10017.66kJ+1179360kJ=1189377.66kJ。远红外加热的功率为：P=1189377.66/3600=330.38KW取为400KW。4.2.6高压釜台数的确定由前一章物料平衡计算的结果可知，年产8000吨APT的工厂，一昼夜投入浸出的矿浆量(无冷凝水)为；104723.73kg，取104.7t根据生产实践数据，投入浸出的矿浆密度为1.5t/，则1昼夜投入浸出的矿浆容积为104.7/1.5=69.8m3。在此，我们取高压釜的装料系数为0.70，高压釜的浸出周期由以下工序所组成：装料0.5h，加热1h；在浸出温度下保温4h，卸料0.5h，合计为6h。因此，单台压煮器1昼夜可实现的周期数为：Z=24/∑τi=24/6=4考虑到装料系数和连续浸出时间，单台压煮器1昼夜可处理的矿浆量为：3.0×0.70×4为保证生产任务所需压煮器的台数为：n=V/(V容η充Z)=69.8/(3.0×0.70×4)=8.31则安装压煮器9台。实际选择10台。4.3辅助设备的设计4.3.1磨矿工序设备选择1）螺旋加料器：实际给料50440.47/24＝2101.69kg/h，故选用WLS-800型螺旋加料器，给料速度800kg/h，配置4台，4台同时工作。2）振动球磨机：本设计采用湿磨，选用2MZ型双筒振动球磨机。根据前一章所计算的结果，日处理矿浆量为105249.98kg，则每小时处理能力为：105249.98/24=4385.42kg/h根据国家行业标准JB/T8850-2001，选择2MZ—800型球磨机4台。3）配碱槽43599.68+3011.30+2179.98+251096.62=299887.58kg取碱液的密度为1.1kg/L，批处理周期取6h，则碱液体积为68156.27L，用3个，取装料系数Kc＝0.8；高径比Kg＝1.2，则配碱槽的规格为：Ф3100×37204）中间槽用来存放碱液和矿浆的，总质量：104723.73＋299887.58=404611.31kg密度取1.5kg/L，批处理周期取6h，则中间槽体积为67440.72L取装料系数Kc＝0.8；高径比Kg＝1.2，则用配碱槽3个，规格为：Ф3100×37205）砂泵：设矿浆的比重为1.5g/cm3则输送矿浆体积为：104723.73/1.5/1000=69.82m3设砂泵工作2小时，选用80LSB20-8A型的立式砂泵。表4-680LSB20-8A型砂泵主要技术参数为： 型号 流量m3/h 扬程m 功率kw 转速r/min 电机功率 80LSB20-8A 20 8 3 14206）矿浆槽矿浆质量104723.73kg，密度2kg/L，批处理周期取6h，批处理体积：104723.73/（2×4）=13090.47L，选用规格：Ф2100×2520的矿浆槽2个。4.3.2浸出、过滤工序设备选择1）立式高压釜的选择：根据前边计算，设计成3立方米的标准反应釜。设计压力2.75MPa。2）DJK控温柜：DJK―90型；最大输出功率为90kw，输入电压220V，输出回路2组3）板框压滤机的选择：洗涤后液体积V=P2=24149.23×/80＝301865.38L取每一操作循环过滤时间2h，其中固相质量：24852.36/12＝2071.03kg取滤饼比重1.8,则每一循环所获得的滤饼体积为2071.03/1.8＝1150.57L而每一循环所获滤液体积：301865.38/12＝25155.45L（1）确定过滤面积选取单位过滤面积获得的滤液体积：q＝0.114m过滤面积A=25.15/0.114≈220m2（2）确定设备类型所处理的水悬浮液，其滤液无挥发性，也无毒性，故采用明流式手动板框压滤机（BMS）。查表，根据过滤面积220m2，选用其型号为：BMS8-450/25所用滤框尺寸与数量正好容纳一个操作循环形成的滤饼，故：滤框容积（即滤饼体积）Vc＝nb2δ＝1.15057m3得n＝Vc/(b2δ)＝1.15057/(0.452×0.025)≈227BMS8-450/25型压滤机需6台。表4-7BMS8-450/25型板框压滤机主要技术参数： 型号 过滤面积（m2） 框内尺寸(mm) 室内宽度(mm) 板数(块) 滤室容积(L) 额定过滤压力MPa BMS8/450-25 8 450×450 25 19 102 0.84）稀释槽：稀释量为粗Na2WO4溶液量减去洗水量：385494.33-5400=380094.33kg取密度1.15kg/L，批处理周期选6h，稀释槽体积为15829.22L，使用1个稀释槽，则稀释槽的规格：Ф2800×33605）洗水计量槽：每批处理洗水：5400/4＝1350L故取规格Ф1200×1440的A3钢制圆柱形计量槽1个。4.3.3稀释工序设备选择1）浓液槽日滤出液质量为385494.33kg，含WO324149.23kg，WO3浓度95g/L，则日滤出液体积：24149.23×1000/95=254202.42L批处理周期选6h,则：每批容量254202.42/4＝63550.61L考虑到过滤洗水和较大的伸缩量,取装料系数Kc＝0.8；高径比Kg＝1.2，则采用A3钢制圆柱形贮槽3个，规格：Ф3100×3720配搅拌机400-40，功率15kw，规格HG5-220-652）稀液槽稀释用水801.99立方米，批处理周期选6h,每次用水量200.50立方米，使用9个稀液槽，则稀液槽规格：Ф3100×37203）粗Na2WO4溶液贮槽：为浓液槽和稀液槽溶液之和：63.55+200.50=264.05立方米，使用12个储槽，则储槽规格：Ф3100×37204）交前液中间槽交前液中间槽是粗Na2WO4溶液贮槽和交前液贮槽中间的过渡槽，大小不受限制，所以可以取1个，规格：Ф2000×24005）交前液贮槽：净化后的交前液几乎相当于粗Na2WO4溶液的量，故，同样可以取12个相同的规格为：Ф3100×3720的贮槽。6）小板框压滤机一般在进行精细过滤之前必须经过板框过滤机过滤，通常采用流明式板框压滤机，型号为：BMS1-450/257）精细过滤机选用烧结管式精细过滤器4台，型号为：LSBO-804其技术参数：滤管规格：PE8-3119工作温度：≤90℃初始压差：≤0.02MP工作压差：≤0.2MP最高工作压力：0.3MP反吹压力：0.4～0.6MP4.3.4离子交换工序设备选择1）离子交换柱设计（1）离子交换柱主要尺寸确定：离子交换柱一般取高径比为5：1，采用多柱串联作业设计。已知：1　树脂工作容量WO3为260mg/g干树脂；2　树脂水分实测为45%；3　树脂湿视密度为1.20g/cm3；4　交换柱填充系数取0.8；5　交换柱高径比取5：1；6　从Na2WO4到WO3的实收率为99.7%。根据金属平衡计算，每天交换柱应处理WO3的量为：24028.48kg干树脂量：24028.48×103/260=92417.23kg湿树脂量：92417.23/（1－45%）=168031.33kg树脂体积：168031.33/0.7=240044.76L=240.04m3交换柱体积为：240.04/0.8=300.05m3交换周期选择为8小时，则交换柱体积为：300.05/（24/8）=100.02m3已知：×h=V，又V=100.02m3，综合考虑高径比的影响因素，在离子交换时，采用h：D=5：1则可得：D=2.94m，修正为3m，求得h=5D=15m可以看出一根柱子不足以完成离子交换过程，所以本设计采用8根并联的离子交换柱，则有：×h=得出：D=1.471m，修正为1.5m，求得h=5D=7.5m故，本设计的主体设备可选为8根并联的离子交换柱，其高均为7.5m，直径均为1.5m，交换柱材料选用16MnR钢。（2）柱体厚度其厚度按刚制压力容器进行结构设计计算，其设计压力按Pc=0.7MPa计算，设计温度为40。交换柱柱体厚度计算公式为：式中：δ—筒体厚度，mm；Pc—计算压力，MPa；Di—圆筒内径，mm；[σ]t—材料在设计温度下的许用应力，MPa；Φ—焊缝系数；C—附加量，mm，(C=C1+C2,C1为厚度负偏差，C2为腐蚀余量)；设计中去钢板的厚度负偏差和腐蚀余量均为1mm，即C=1+1=2mm，取焊缝系数为0.85，则由以上公式计算交换柱筒体厚度为：（3）封头设计本设计采用椭圆形封头，根据厚度计算公式，封头的壁厚都可选用为7mm。公称直径（内径）Dg=1500mm；曲面高度h1=275mm；直边高度h2=25mm；内表面F=1.548m2；容积V=0.225m3；壁厚δ=7mm。2）淋洗剂配制槽淋洗剂用10g/l的NaCl溶液，总量为2402.85kg，比重1.0kg/L，淋洗剂体积：2402.85/1.0=2402.85L，采用A3钢制圆柱形容器，规格：φ1500×1800。3）新解析剂配制槽新鲜解析剂用量143738.34kg，密度1.2kg/L，批处理时间8h，总体积：143738.34/（1.2×3）=39927.32L，采用A3钢制圆柱形容器，规格：φ2500×30004）淋洗剂贮槽采用A3钢制圆柱形容器，规格：φ1500×1800。5）新解析剂贮槽采用A3钢制圆柱形容器，规格：φ2500×30006）交后液贮槽由于交后液最终要在废水池中进行废水处理，在此交后液贮槽只起过渡作用，所以可选用贮槽规格：φ1200×14407）中间液贮槽中间液WO3浓度为190g/L，WO323788.20kg，批处理周期8h，批处理体积：23788.20/（190×3）=41.73选用2个贮槽，则贮槽规格：φ250030008）洗水计量槽可规格：φ1200×1440的计量槽。9）后稀液贮槽根据经验，后稀液大约为中间液的1.5倍，故选用2个规格为：φ3000×3600的贮槽。10）旧解析剂配制槽采用A3钢制圆柱形容器，规格：φ2500×300011）旧解析剂贮槽旧解析剂体积约为新解析剂体积的2倍，选用4个规格为：φ2500×3000的贮槽。12）精细过滤器选用烧结管式精细过滤器3台，型号为：LSBO-8044.3.5除钼工序设备选择1）（NH4）2S溶液配置槽采用A3钢制圆柱形容器，规格：φ1500×1800。2）沉淀剂配制槽采用A3钢制圆柱形容器，规格：φ1500×1800。3）硫化槽硫化剂与粗钨酸铵溶液的质量之和为：135932.54+4285.57=140218.11kg，取密度为1.25，批处理周期为8h，则批处理体积为：140218.11/(1.25×3)=37391.50L，采用A3钢制圆柱形容器，规格：φ2900×3480；配搅拌器电机Y132S-4，功率5.5kw。4）沉淀槽沉淀剂、硫化剂与粗钨酸铵溶液的质量之和为：144782.74kg，体积：144782.74/(1.25×3)=38608.73L，采用A3钢制圆柱形容器，规格：φ2900×3480；配搅拌器电机Y132S-4，功率5.5kw。5）洗水计量槽日用量：1353.26L，设计采用A3钢制圆柱形容器，规格：φ1200×1440。6）吸滤器钼渣量为2014.76kg，每一操作循环时间：0.5h，故Q渣=2014.76/48=41.97kg，取渣比重1.5kg/L,则V渣=27.98L，故选用渣容量为55L的聚丙烯吸滤器，其型号：QLF/B-500/557）精细过滤器选用烧结管式精细过滤器2台，型号为：LSBO-8048）纯（NH4）2WO4溶液贮槽日处理142015.56kg，体积142015.56/(1.25×3)=37870.82L，约合38m3，采用A3钢制圆柱形贮槽，规格：φ2900×3480。4.3.6蒸发结晶工序设备选择1）夹套式蒸发结晶锅纯（NH4）2WO4溶液体积37870.82L，批处理时间8h，批处理体积：37870.82/3=12623.61L，选用5m3的夹套式蒸发结晶锅2台；2）吸滤器湿APT量为6778.15kg,取湿APT密度为3.0kg/L，批处理时间8h，批处理体积：28724.65/（3×3）=3191.63L，选用滤渣容量为500L的聚丙烯吸滤器，7台。型号：QLF/B-1200/5004.3.7母液处理工序设备选择1）夹套式蒸发结晶锅需处理的母液体积：18785.08×1.03=19348.63L，由于处理量比较少，故取批处理时间12h，批处理体积：9674.32L，选用5的夹套式蒸发结晶锅1台2）吸滤器人造白钨913.92kg，设其密度为2.5kg/L，批处理时间12h，批处理体积：182.78L，选用滤渣容量为45L的聚丙烯吸滤5台，型号：QLF/S-450/453）扬液器母液体积9674.32L，故可选用2的钢制扬液器5台。4）母液贮槽母液体积9674.32L，故贮槽规格可确定为：φ2400×28804.3.8干燥、过筛、包装工序设备选择1）真空干燥器通常干燥周期8h，产量28724.65/3=9574.88kg，取湿APT密度为3.0g/cm，体积：9574.88/（3×1000）=3.19，故选用双圆锥真空干燥机7台，型号：SZG-0.5型2）振动筛选用不锈钢制旋振筛：XZS-4004台，筛目653）混料筒选用不锈钢混料筒，规格：φ1500×18004.3.9废水处理设备选择1）废水贮槽废水处理周期3h，批处理体积：190772.43L，设计采用8个水泥混凝土制圆柱形贮槽,规格：φ3000×3600。2）废水处理槽选用2个水泥混凝土制圆柱形贮槽,规格：φ3500×42003）废水贮池设计2个水泥混凝土制长方体形贮池，规格3600×3500×3300。4.4各工序设备明细表表4-8各工序设备明细表 工序名 序号 名称 规格型号 材料 件数 单价（万元） 总价（万元） 备注 磨矿 1 料斗 1.5m3 铸钢 4 0.4 1.6 自制 2 振动球磨机 2MZ-800 16MnR 4 3.0 12.0 电机功率30kw 3 螺旋加料器 WLS-800 碳铁 4 4.0 16.0 4 配碱槽 Φ3100×3720 A3 3 1.0 3.0 5 矿浆槽 Φ2100×2520 A3 2 0.7 1.4 6 中间槽 Φ3100×3720 A3 3 1.0 3.0 7 砂泵 80LSB20-8A 1 0.6 0.6 配电机功率3kW 浸出过滤 8 高压反应釜 3m3 16MnR 10 15.0 150.0 选电动机Y132-S-4 9 DJK控温柜 DJK—90 6 0.1 0.6 10 压滤泵 80LSB20-8A 6 0.3 1.8 11 板框压滤机 BMS8-450/25 铸钢 6 10.0 60.0 12 洗水泵 IS50-32-125A 铸钢 2 0.2 0.4 配电机功率0.22W 13 洗水计量槽 φ1200×1440 A3 1 0.5 0.5 14 砂泵 80LSB20-8A 3 0.6 1.8 15 稀释槽 φ2800×3360 A3 1 0.8 0.8 稀释 16 浓液槽 Φ3100×3720 钢 3 1.0 3.0 17 稀液槽 Φ3100×3720 钢 9 1.0 9.0 18 粗Na2WO4溶液贮槽 Φ3100×3720 A3 12 1.0 12.0 19 小板框压滤机 BMS1-450/25 铸钢 2 4.0 8.0 20 压滤泵 80LSB20-8A 2 0.2 0.4 21 输送泵 IS50-32-125A 铸钢 18 0.2 3.6 配电机功率0.22W 22 交前液中间槽 φ2000×2400 A3 1 0.6 0.6 23 精细过滤机 LSBO-804 钢 4 20.0 80.0 25 交前液贮槽 Φ3100×3720 A3 12 1.0 12.0 续表4-8各工序设备明细表 离子交换 26 离子交换柱 φ1500×7500 16MnR 8 5.0 40.0 27 新解吸剂配置槽 φ2500×3000 钢（衬塑） 2 0.8 1.6 28 淋洗剂配制槽 φ1500×1800 A3 1 0.5 0.5 29 新解析剂贮槽 φ2500×3000 钢（衬塑） 2 0.8 1.6 30 淋洗剂贮槽 φ1500×1800 钢（衬塑） 1 0.7 0.7 31 旧解析剂配制槽 φ2500×3000 钢（衬塑） 1 0.8 0.8 32 旧解析剂贮槽 φ2500×3000 钢（衬塑） 4 0.8 3.2 33 液氨罐 5.0T 钢 2 5.0 10.0 配减压阀 34 交后液槽 φ1200×1440 A3 1 0.5 0.5 35 输送泵 IS50-32-125A 铸钢 24 0.2 4.8 36 洗水计量槽 Φ1200×1440 A3 1 0.5 0.5 37 中间液贮槽 φ2500×3000 A3 2 0.8 1.6 38 后稀液贮槽 Φ3000×3600 A3 2 0.9 1.8 39 精细过滤器 LSBO-804 钢 3 20.0 60.0 除钼 40 （NH4）2S溶液配制槽 φ1500×1800 聚丙烯 2 0.6 1.2 41 沉淀剂配制槽 φ1500×1800 A3 2 0.6 1.2 42 硫化槽 φ2900×3480 A3 2 0.9 1.8 43 洗水计量槽 φ1200×1440 A3 1 0.5 0.5 44 沉淀槽 φ2900×3480 A3 2 0.9 1.8 配搅拌器电机Y132-S-4 45 吸滤器 QLF/B-500/55 聚丙烯 2 0.1 0.2 46 精细过滤器 LSBO-804 钢 2 20 40.0 47 输送泵 IS50-32-125A 铸钢 12 0.2 2.4 48 纯（NH4）2WO4溶液贮槽 φ2900×3480 A3 2 0.9 1.8 续表4-8各工序设备明细表 结晶及母液回收 49 夹套式蒸发结晶锅 5m3 搪瓷 3 10.0 30.0 配搅拌器电机Y132-S-4 50 吸滤器 QLF/B-1200/500 聚丙烯 7 0.1 0.7 51 吸滤器 QLF/B-450/45 聚丙烯 5 0.1 0.5 52 扬液器 2.0m3 钢 5 0.5 2.5 耐压0.4MPa 53 输送泵 IS50-32-125A 铸钢 1 0.2 0.2 54 母液贮槽 Φ2400×2880 A3 1 0.6 0.6 干燥过筛 55 真空干燥器 SZG-1.0 钢 4 5.0 20.0 56 振动筛 XZS-400 不锈钢 4 2.5 10.0 筛目：65 57 混料筒 φ1500×1800 不锈钢 1 0.5 0.5 废水处理 58 废水贮槽 Φ3000×3600 水泥 10 0.6 6.0 59 废水处理槽 φ3500×4200 水泥 2 0.5 1.0 60 废水贮池 3000×2700×2500 水泥 1 0.7 0.7 其他辅助设备 61 锅炉 8.0T 2 16.0 32.0 62 洗车 东风牌 16 3.0 48.0 63 磅秤 12 0.2 2.4 64 变压器 STL1-20/10 2 3.0 6.0 额定容量20kVA 65 分析设备 4.0 8.0 66 化验设备 4.0 8.0 67 渣车 2.0T 8 1.8 14.4 68 管道阀门 42 设备总造价 794.1第五章车间配置在完成工艺流程设计和设备选型设计后，就要按生产工艺的要求，对组成车间的生产、辅助、生活三个部分及其设备和设施进行合理的安排和配置。车间配置是设计工作中很重要的一环。配置的好坏直接关系到车间建成后是否符合工艺要求，能否有良好的操作条件，使生产正常、安全地运行，设备的维护检修方便可行，以及对建设投资、经济效益等都有着很大的影响。车间组成包括生产、辅助、生活等三个部分，设计时应根据生产流程，原料、中间体、产品的物理化学性质，以及它们之间的关系，确定应该设几个生产工段，需要哪些辅助、生活部门。车间配置的原则是：（1）从经济和压降观点出发，设备布置应顺从工艺流程，但若与安全、维修和施工有矛盾时，允许有所调整。（2）根据地形、主导风向等条件进行设备布置，有效地利用车间建筑面积和土地。（3）明火设备必须布置在处理可燃液体或气体设备的全年最小频率风向的下侧，并集中布置在车间边缘。（4）控制室和配电室应布置在生产区域的中心部位，并在危险区之外。（5）充分考虑本车间与其他部门在总平面布置图上位置，力求紧凑、联系方便、缩短输送管线，达到节省管材费用及运行费用。（6）留有发展余地。（7）所采取的劳动保护、防火要求、防腐蚀措施要符合有关标准、规范要求。（8）有毒、有腐蚀介质的设备应分别集中布置，并设围堰，以便集中处理。（9）设备安全通道，人流、物流方向应错开。（10）设备布置应整齐，尽量使主要管架布置与管道走向一致。本设计在符合建筑设计防火规范及企业卫生标准的前提下，结合建厂地点的具体情况，可将车间的生产、辅助、生活部门集中布置在一幢厂房内。辅助室和生活室安排在车间的一个区域。在进行设备的配置时，应保证在工艺流程的水平和垂直方向上的连续性操作中有联系或工艺上要求靠近的设备尽可能配置在一起；作到物料自流充分利用位能：一般把计量槽、高位槽配置在高层；贮槽及重型设备在底层；设备要有足够的操作空间；要充分注意操作人员的劳动卫生条件；注意搞好环境保护。振动球磨机工作时噪音大，应单独配置在一室，以防噪音影响工作环境。锅炉房应单独建立厂房，以保证安全生产。此外，废水的处理和反应槽及沉淀池均应修在厂房外。修筑处应有完整良好的污水处理排放系统，以免污染环境。液氨罐也应单独建立，且远离火源。产品房和成品房应紧靠在一起，且成品房紧靠大门，便于运输产品出厂。蒸发结晶釜及各种高位槽尽可能地放在二楼，便于物料自流。离子交换柱放置在一楼。排风机以及其它通风设施放置在楼顶。具体车间布置情况见车间平面及立面配置图[31、32]。第六章环境保护与三废处理6.1概述在人类的生产活动中产生的废气、废水和废渣，通常称为“三废”。由于“三废”不是工业生产的主要产物，一般都排放到大气、江河或大地堆放，将会造成环境的破坏，称为“公害”，或称为“环境污染”。环境污染已严重影响到人类的生活、工作与生产的正常进行，成为当今世界各国共同关注的一个热点和焦点，从而提出了“环境保护”。目前我国已经制定了全面的可持续发展战略，环境保护已经成为我国的一项基本国策，三废治理和环境保护已纳入法治轨道，国家规定了各种有害物质的排放标准，任何企业都必须达标排放。冶金工业是“三废”污染较为严重的部门之一，对于新建的工厂项目，必须考虑过程中产生的“三废”来源和采取的措施，尽量做到减少废物的排放、综合利用各种原材料、变废为宝。工业项目的审批往往也把污染问题作为首要问题。因此，在此项设计中，必须把三废治理工作作为设计的一项重要内容予以重视。6.2本设计三废的来源本设计采用苏打高压浸出分解白钨精矿—离子交换法除杂和转型—选择沉淀法实现钨钼分离—间歇式蒸发结晶生产APT，在此工艺过程中产生废水、废气、废渣以及噪音等环境污染源。本设计中废水又是重中之重，废水主要来自离子交换工序除杂和转型，进入离子交换柱的粗Na2WO4溶液必须控制WO3含量15～25g/L，这就需要用大量的水进行稀释，离子交换后排出大量的交后液，同时树脂的再生反洗也会排出废水，这些废水中含有NaCl、P、As和Na2CO3等有害杂质不能直接返回流程。其中As的含量达5mg/L，超过国家规定的标准0.5mg/L。同样在结晶母液离子交换法回收W时，也会产生同样的问题。废渣是冶金过程中主要的污染物之一，在混合钨矿的分解过程中产生大量的浸出渣，该渣含有大量钙、铁、锰的化合物，同时也富集了钽、铌、钪等有价金属，需要对其进行综合回收和处理。在净化除钼过程中，选择选择沉淀产生的富钼渣也是废渣的来源之一。有些厂家直接废渣以低价原料销售出去，毕竟废渣中一定的有价成分，特别是除钼工序产出的高钼渣。废气主要产生于APT生产过程的蒸发结晶工序和APT的烘干过程中，蒸发结晶过程需要大量的加热蒸汽，蒸汽锅炉消耗煤或煤气，仲钨酸铵的烘干过程也要消耗煤气，产生大量燃烧废气，结晶过程产生大量的氨需要回收利用。噪音主要来自生产过程各种设备的震动和摩擦，生产过程的各种泵、风机、球磨机等产生都会产生噪音，给生产操作环境带来很大危害。本设计中最大的噪音污染来自磨矿工序。6.3三废的危害“废水”会对饮用水源和环境造成危害，另外还会对农业和水产产生影响，其中的As是剧毒物质，人体摄入0.1～0.2g就可致死；含砷废水若处理不当，会严重污染环境。钨冶炼过程中产生的废水含有大量的碱和盐，他们直接排放时这些碱和盐将严重改变河流的水质，破坏了水生生物的生活环境，使水生物无法生存，同时也影响了我们人类的生活环境。这些废物的排放将给我们造成很大的危害，因此，钨冶炼过程的废水必须进行处理后才能排放。钨生产过程的废气主要是各种蒸汽锅炉燃料燃烧产生的烟气，这些烟气中含有大量硫、氮和碳的氧化物。氮和硫的氧化物是酸雨形成的主要原因，碳的氧化物会引起温室效应，从环境保护方面考虑，这些废气必须进行处理。APT结晶过程产生的氨若不进行回收将使车间的操作环境变坏，对大气又一定污染，同时也将浪费大量的化工原料，使生产成本增高。钨渣中含有大量的有价金属，同时还含有各种放射性元素。直接堆放将占用大量的土地，破坏土质，使农作物无法正常生长，其中的放射性元素也会对周围的土地和环境带来很大危害。6.4三废治理方法6.4.1废水回收与综合利用APT生产过程中废水来源主要是离子交换后排出大量的交后液，以及树脂再生、水洗过程中排出的废水。钨离子交换后的交后液中含有磷、砷等有害物质，目前工业上采用石灰乳处理磷、砷的工艺，其原理是利用磷、砷与石灰乳形成沉淀的方法将废水中的磷、砷沉淀除去。在常温常压下，在废水池中先用石灰（CaO）处理交后液，使砷以Ca3(AsO4)2、磷以磷酸钙的形式沉淀下来，澄清后的上清液中砷的含量可降到0.05mg/L，低于标准（0.5mg/L），除砷效果很好。除砷反应如下：2H3AsO4+6CaO=Ca3(AsO4)2+3Ca(OH)2除砷后的上清液（废水）再用废酸或其它废酸性物质中和处理，将PH值降到6～9，便可排放。6.4.2废渣回收与综合利用目前钨渣的处理有火法和湿法冶炼两种工艺[21]，火法流程是将渣中的铁、锰通过还原制成铁锰合金，钽、铌、钨、钛以碳化物形式分布于钨渣铁锰合金中，稀土金属则留在熔炼渣中，可以从容连渣中提取钪。制得的铁锰合金由于金属碳化物的弥散强化而具有良好的耐磨性，可以代替钼铁、钨铁、铬铁作为耐磨材料的添加剂。湿法冶炼工艺是用酸溶解钨渣中酸可溶物，铁、锰、铝、钪等元素进入溶液，酸不溶渣中回收钨、钽、铌以及硅酸盐、磷酸盐等。火法工艺和湿法工艺处理钨渣各有其特点，火法工艺流程长，操作环境差，烟尘大，能耗高，钪回收率不高，放射元素分散。湿法流程工艺简单，成本低，钪回收率高，但废酸和放射性固体渣量大，容易带来新的环保问题。钼渣中含有大量的金属硫化物、钨和钼的化合物，除钼过程形成的新渣中，金属硫化物还具有很高的活性，仍具有沉淀除钼效果，因此它可以部分返回选择沉淀除钼。最后得到的钼渣中钼得到富集，可用高倍数的苛碱对钼渣进行溶出，使钨钼进入溶液实现钨钼与硫化物的分离，含钨钼的溶液可经过两次获多次硫化钠沉淀，实现钨钼分离，从而回收渣中的钨和钼。6.4.3废气回收与综合利用含氨废气综合利用的途径是用水吸收其中的氨，其具体措施如下：在结晶锅排气管上安装一台喷射泵，喷射泵运行时，结晶器内则处于微负压状态，这样，洁净过程中产生的氨气就和水蒸气一道被喷射泵吸入循环水流之中。循环水流吸入新的含氨蒸气后，温度上升，因此在喷射泵与吸收塔之间需要配置夹套水冷装置，以便降低循环水的温度，有利于氨气被水吸收。吸收塔内的水温度保持在20℃以下，经多次循环后，循环水中所含氨气可达15kgNH3/100kgH2O，废气中所含氨气85%可被循环水吸收，这样，经吸收处理后的废气不仅量少而且对环境无害。6.5本设计回收的经济效益本设计中废渣可以采用建立专门的渣场的方法来防治污染。渣场为了防止废渣的流失，应建立围墙。废渣应堆放。此外，还可以考虑废渣资源化的技术途径，如将废渣出售给有条件的制砖厂，将废渣制成渣砖，这样，变废为宝，提高资源利用率。从技术上讲，用石灰沉淀法除去废水中的砷，并用废酸中和控制水的PH值，使之达到排放标准，方法可行。用水吸收法回收废气中的氨气，不仅技术上可行，操作上也比较简单。初步估计年产8000tAPT的工厂用于废气治理的投资费用30万人民币就足够了，废水废气治理的年操作费用约为60万元。而1tAPT可以回收190kg氨（以氨水形式），氨水返回配淋洗剂，使每吨APT的生产成本减少380元，年产8000tAPT，年生产成本就减少304万元，仅此一项收益，就为废水废气治理投资的5倍。从上述分析，APT生产厂拿出一定金额的资金投入到三废的治理和综合回收利用中，直接经济效益可观，而且起到了环境保护的作用。总之，设计尽可能有效地进行“三废”治理，综合利用，保护环境，同时为工厂制造额外的收益。第七章劳动定员劳动定员是指根据产品方案、生产规模和生产工艺流程及技术条件、规定必须配备具有一定素质的各类人员的数量标准，同时要选择确定各类人员的工作职务及工作所要求的技术水平。定员工作的中心任务是在保证生产需要的前提下，按照精兵简政、提高效率的原则，合理使用劳动力，节约劳动力资源。7.1劳动定员原则劳动定员的基本配置原则为：（1）对生产岗位的定员主要是按岗位的性质和劳动量来选定；（2）不同素质的劳动力应该有不同的岗位配置，做到用其所长，避其所短，优化组合；（3）车间的管理人员按全车间总人数的5％确定；（4）交班制度要根据各自的工作性质和工作条件来定，一般采用6～8小时工作时间。本设计采用8小时工作制。7.2劳动定员的方法车间所需人员按其工作岗位和劳动分工不同，可分为四类人员：（1）工人：是指在基本车间和辅助车间中直接从事工业性生产的工人及厂外运输与厂房建构及修理的工人；　　（2）工程技术人员：是指担负工程技术工作并具有工程技术能力的人员；（3）管理与经营人员：是指在各基本车间与辅助车间从事行政、生产管理、产品销售的人员，负责车间的正常运作、保证生产的连续正常进行及产品的销售；（4）服务人员：是指服务于职工生活或间接服务于生产的人员。其中工人为车间的直接生产人员，其定员方法有：1　按照劳动效率定员；2　按照生产设备定员；3　按照生产岗位定员。对于本设计，为连续生产的冶炼车间，应按照生产岗位来定员。即根据工作量的大小、各岗位的工作性质、工人的劳动效率、作业班次和出勤率来确定人员数。工程技术人员、管理与经营人员和服务人员属非直接生产人员，其定员方法有：1　按照比例定员；2　按照组织机构、职责范围和业务方式定员。本设计对于服务人员采用按比例定员的方法，而工程技术人员、管理与经营人员采用按照组织机构、职责范围和业务方式定员。根据我国计委的相关文件，要求将非直接生产人员的比例控制在企业职工总人数的18%之内。7.3劳动定员根据各工序设备特点和劳动强度，设计中直接生产人员劳动定员分配表如表7-1。表7-1直接工作人员劳动定员表 工序名称 序号 岗位名称 人员定额，人/班 工作制度 总人数 钨矿分解 1 加料 3 四班三倒，8h 12 2 磨矿 3 四班三倒，8h 12 3 浸出、压滤 3 四班三倒，8h 12 4 浸出渣运输 3 两班，8h 6 离子交换 5 稀释槽维护 3 两班，8h 6 6 离子交换过程控制 4 四班三倒，8h 16 7 现场巡视 2 四班三倒，8h 8 8 解吸、淋洗剂配制 3 两班，8h 6 9 储槽维护 2 四班三倒，8h 8 10 过程质量分析 2 四班三倒，8h 8 硫化沉淀 11 投料 2 三班，8h 6 12 反应槽控制 2 三班，8h 6 13 分析检测 2 两班，8h 4 14 过滤操作 3 两班，8h 6 蒸发结晶、母液处理 15 结晶过程控制 3 四班三倒，8h 12 16 蒸汽锅炉维护 3 两班，8h 6 17 现场巡视 2 三班，8h 6 18 母液处理控制 3 四班三倒，8h 12 19 控制室 2 四班三倒，8h 8 20 储槽维护 2 三班，8h 6 21 氨气回收 2 四班三倒，8h 8续表7-1直接工作人员劳动定员表 成品包装 22 产品烘干 3 三班，8h 9 23 产品包装 5 四班三倒，8h 20 24 锅炉维护 2 两班，8h 4 25 产品运输 3 三班，8h 9 三废处理 26 废水处理 3 三班，8h 9 27 废渣堆场 3 两班，8h 6 辅助人员 28 供水、供电 8 29 设备维修 8 总人数 247冶金工厂一般将非直接生产人员的定员比例控制在企业职工总数的18%以内，本设计非直接生产人员定员比例控制为工厂总人数的12%，则非直接生产人数为247×12%=29.64，即定非直接生产人员为30人。由此设计中确定的劳动定员为247+30=277人。第八章技术经济分析技术经济概算主要包括建设投资与生产成本的概算，是设计文件的重要组成部分，是进行经济评价工作的基础。设计概算经批准后，是确定基建项目投资额、编制基建年度计划、实行基本建设、控制基建拨款和施工图预算、考核设计合理性和建设成本的依据。8.1投资估算投资估算包括设备及安装费用的估算、建筑工程费用的估算以及其它费用的估算等。根据工程项目的不同情况，投资估算有多种方法，常用投资估算法有单位产品投资指标法、指数法、系数法等。一般设计和可行性研究估算常采用指标估算法估算各项工程费用，一般按主体设备的单位金额指标并增加辅助设备系数估算设备投资，按单层厂房单位造价估算厂房投资，按工业管道、工业筑炉、运输线路等的单位造价指标分别进行估算等。8.1.1设备投资估算冶金过程的设备包括工艺设备、电气设备和自控设备等，设备的投资估算要求对各种标准设备、非标准设备，电动、输配电、通讯设备和各种计量仪表、控制设备以及他们的安装投资费用进行估算。（1）设备原价估算通过对各种产品目录及价格的查询参考，本设计生产APT过程中应用的各种设备及其参考价格见第四章表4-1。总体设备原价＝794.1万元（2）设备安装费用估算设备的安装费用估算一般按照设备的安装费率来计算，对于定型产品及通用设备，价格波动不大，其机械设备的安装费率一般为1.5～4.5%，变电所供电设备安装费率一般为8.5～10.5%，本设计中个冶金设备的安装费率全部按照6%进行估算，则生产APT工艺过程设备安装费用为：设备安装费＝设备原价×设备安装费率＝794.1×6%＝47.646万元（3）设备运杂费用估算设备的运杂费用一般按照设备原价的百分数计算，国内一般城市的运杂费用都小于设备原价的6%，库存及场内自制设备的运杂费用一般为设备原价的0.5%。本设计中设备的运杂费用按设备原价的5%计算，则设备的运杂费用为：设备运杂费=设备原价×设备运杂费率＝794.1×5%＝39.705万元（4）设备总投资计算设备总投资＝设备原价+设备安装费+设备运杂费＝794.1+47.646+39.705＝881.451万元8.1.2土建投资估算土建部分包括放置各种设备的厂房以及工作人员办公休息场所的修建和装饰，对土建部分进行投资估算时采用指标估算法，按照单层厂房单位面积的造价对其投资进行估算。根据工艺流程需要和各种设备的大小，由车间平面布置图知，本设计生产APT工艺过程中，土建的面积为：生产车间面积：15×11.3×3+77×52+11.4×（19.5×2+22.3+24）=5146平方米车间办公室面积：3.8×（24+32）+7.6×3.74+6×3+5.8×5.6+4×5.8=315平方米一般工业中，生产车间1000元每平方米，车间办公室房1500元每平方米，则土建投资费用为：(5146－315)×1000+315×1500＝530万元8.1.3其他费用估算其它费用为不包括上述费用以内的费用，如建设单位管理费、征用土地及迁移补偿费，此外还有试车费、贷款利息设计工本费、不可预见费、培训费、科学研究试验费、建设场地清理费、现有房屋拆除费、新建厂区绿化费等。其他费用可按总投资额的10%计，则其它费用总额为：（881.451+530）×10%＝141.145万元8.1.4投资综合概算表由以上计算可得到本设计中工程投资综合概算表8-1。表8-1工程投资综合概算表 序号 项目名称 概算价值/万元 占投资比率，% 1 设备投资 881.451 56.77 2 土建投资 530 34.14 3 其它费用 141.145 9.09 总计 1552.596 1008.2成本估算产品成本是衡量所设计冶金厂是否经济合理和现有生产厂是否有经济效益的重要综合指标之一。其组成包括原辅材料费用，水、动力、燃料费用，生产工人工资及附加费用，车间经费和企业管理费用等。8.2.1原辅材料费钨精矿生产APT的原辅材料单耗等如表8-2。原材料的运输费用取为购买原材料费用的5%则运输费用＝15.1268×5%＝0.7563万元/tAPT故原材料费＝15.1268+0.7563＝15.8831万元/tAPT表8-2原辅材料费用表 项目名称 日耗（kg） 单耗（t/tAPT） 单价（万元/t） 总价（万元/tAPT） 黑白钨混合矿 50440.47 2.018 7.20 14.1260 苏打 21144.90 0.846 0.22 0.1861 NH4Cl 38623.74 1.545 0.07 0.1082 液氨 6738.34 0.269 0.30 0.0807 淋洗剂NaCl 2402.85 0.096 0.05 0.0048 硫化剂（NH4）2S 4285.57 0.171 0.4 0.0684 沉淀剂M115-a 4564.63 0.183 0.8 0.1464 氯化钙 309.36 0.012 0.1 0.0012 201×7树脂 24.00 0.001 1.43 0.0014 合计 15.12688.2.2水、电、煤的消耗费用生产1吨APT消耗水、电、煤的费用如表8-3。表8-3水、电、煤的消耗费用表 项目名称 单耗（/tAPT） 单价（元） 总价（万元/tAPT） 煤 3t 370 0.111 水 50t 1.35 0.00675 电 400度 0.7 0.028 合计 0.14578.2.3工人工资及附加费用生产工人工资是指生产车间内直接从事技术操作的工人工资，工资一般由基本工资、奖金、津贴三部分组成。单位产品生产工人的工资可按下面公式计算：C生=N生D生(1+d)/A年式中：N生—计算的生产工人人数，人；D生—生产工人平均年基本工资；A年—年产量，吨；d—包括奖金和津贴在内的辅助工资系数。工人年平均工资定为18000元，辅助工资系数取0.3，由此计算生产每吨APT的工人工资费用为：C生＝N生D生(1+d)/A年＝277×18000×(1+0.3)/8000＝810.23元生产工人的工资附加费一般按工人工资总额一定比例提取，一般工厂附加费的提取比例为10～13%，本设计取工人工资附加费的提取比例为10%，则生产每吨APT工人工资的附加费为：810.23×10%＝81.02元/t由此计算生产每吨APT工人总工资为：810.23＋81.02=891.43元/t8.2.4车间经费1.车间折旧费：车间折旧费＝车间固定资产/产品年产量×折旧率对照同行业参数，选固定资产折旧率5%则，车间折旧费＝1552.596/8000×5%＝0.0097万元/tAPT2.大、中、小修理费：大、中、小修理费＝车间固定资产/产品年产量×修理费用率对照行业标准，选取修理费用率2%则，大、中、小修理费＝1552.596/8000×2%＝0.0039万元/tAPT3.车间管理费：车间管理费＝车间固定资产/产品年产量×车间管理费用率对照行业标准，选取车间管理费用率3%则，车间管理费＝1552.596/8000×3%＝0.0058万元/tAPT故：车间经费＝0.0097+0.0039+0.0058=0.0194万元/tAPT车间成本=原材料费+水、动力、燃料费+生产工人工资及附加费+车间经费=158831+1457+891.43+194=161373.43元/tAPT8.2.5企业管理费企业管理费为企业管理和组织生产所发生的全厂性的各项管理费和业务费用，如企业管理部分人员的工资和附加费、办公费、研究试验费、差旅费、全厂性固定资产（除车间固定资产外）折旧费、维修费、福利设施折旧费、工会经费、流动资金利息支出和其他费用等。企业管理费=车间成本×企业管理费率=161373.43×1%=1613.73元/tAPT工厂成本=车间成本+企业管理费=161373.43+1613.73=162987.16元/tAPT8.2.6销售费用销售费用包括广告费、推销费、销售管理费用等。取销售费用＝500元/tAPT。8.2.7车间成本分布表8-4列出了车间成本分布计算结果。表8-4车间成本分布 序号 名称 金额（元/tAPT） 1 原辅材料 158831 2 水、煤、电费 1457 3 工资及附加费 891.43 4 车间经费 194 5 车间成本 161373.43 6 企业管理费 1613.73 7 工厂成本 162987.16 8 销售费用 500 9 工厂完全成本 163487.168.3经济分析成品APT年产量8000吨，按单价APT的市场售价，平均取为17.8万元/tAPT则年销售总额：17.8×8000＝142400万元又产出人造白钨，年销售额：8.5×292.45=2485.825万元年销售总额：142400+2485.825=144885.825万元增值税：144885.825×8%＝11590.866万元故年利润：144885.825－16.3487×8000－11590.866＝2505.359万元企业所得税：2505.359×33%=826.768万元年净利润：2505.359－826.768＝1678.591万元投资回收期：1552.596/1678.591=0.925年综上所述，本设计总所选流程，技术上先进可靠，经济上合理可行。结束语本次设计根据技术上先进、工艺上可靠、经济上合理的原则，通过工艺选择与论证，黑白钨混合矿原料采用苏打压煮法分解得到粗钨酸钠溶液；利用离子交换法除去溶液中的P、As等杂质并实现钨酸钠的转型得到较纯的钨酸铵溶液；采用选择沉淀法实现钨酸铵溶液的钨钼分离，得到的纯钨酸铵溶液，经蒸发结晶产出国标一级的仲钨酸铵产品。本次设计中还对各生产工序进行了物料平衡和设备选型计算，得出了各工序的物料消耗量和生产所需设备的种类和型号；同时还对车间人员编制、经济合算及分析、环境保护和三废治理等内容进行了相应的分析和论证。通过以上分析论证可得出，本设计所用方案，技术先进可靠、流程短、成本低、经济效益高，达到了系统上最优的设计要求。另外，本次设计让我受益匪浅，首先通过对相关知识的大量查阅，和对所阅读文献和所学知识的融会贯通，我对钨行业的概况和政策以及存在的问题有了更进一步的了解，并对钨行业的发展有了自己的见解。与此同时，我也对仲钨酸铵生产工艺有了更深层次的理解，加强巩固了以前学习的知识。生产车间设计也使我的工程制图能力有所提高，熟练使用CAD制图。本次设计中的所得在我以后的学习和工作中都将发挥巨大的作用。在本设计说明书即将完稿之际，我要衷心感谢给予我指导、帮助及支持的老师和同学们。本次毕业设计能够顺利完成，得益于我的指导老师霍广生老师的悉心指导、耐心的讲解和热忱的帮助，使得我克服了在设计中遇到的许多困难。在此谨向霍老师致以由衷的谢意！参考文献[1]图海令，赵国权，郭青蔚．有色金属冶金、材料、再生与环保[M]，第1版．北京：化学工业出版社2003.1[2]中国选矿技术网．近几年我国钨行业宏观调控政策及效果．http://www.mining120.com/html/1003/20100312_18021.asp，2010.3.12[3]中国行业研究网．我国钨矿资源节约及综合利用调查分析．http://www.chinairn.com/doc/70270/759217.html，2011.8.23[4]蔡祺风．有色冶金工厂设计基础[M]．北京：冶金工业出版社，2001[5]社科数值知识元库http://number.cnki.net/social/MetaShow.asp[6]张训鹏．冶金工程概论[M]，第2版．湖南长沙：中南工业大学出版社．1998.12[7]赵天从，傅崇说，张传福，李洪桂等．有色金属提取冶金手册—稀有高熔点金属上（W、Mo、Re、Ti）[M]，第一版．北京：冶金工业出版社，1999.1[8]李洪桂．冶金原理[M]，第一版．北京：科学出版社，2005.6[9]赵天从，傅崇说，张传福，李洪桂等．有色金属提取冶金手册—能源与节能，[M]，第一版．北京：冶金工业出版社，1999.1[10]张子岩，简椿林．溶剂萃取法在钨湿法冶金中的应用[J]．湿法冶金，2006.3，25（1）[11]万林生，晏慧娟，肖学有，陈帮明，王辉．我国钨冶炼离子交换工艺的技术发展与工艺评价[J]．中国钨业，2003.12，18（6）[12]赵中伟．用于处理高浓度钨酸钠溶液的离子交换新工艺[J]．中国钨业，2005.2，20（1）[13]刘谟禧．黑钨矿压煮-萃取新工艺在我国的技术发展和工业实践[J]．稀有金属与硬质合金，1996.6，125（46-50）[14]李洪桂，赵中伟，霍广生．相似元素的深度分离[J]．中国有色金属学报，2003.2，13（1）[15]张启修，肖连生，龚柏凡．一步离子交换法生产APT新工艺的沿革与现状[J]．中国钨业，2000.2，15（1）[16]张邦胜，蒋开喜，王海北，施有富．萃取法分离钨钼的研究进展[J]．有色金属，2004.11，56（4）[17]伏彩萍，杨利群，姜文伟．浅谈钨冶炼萃取工艺流程的钨回收率[J]．中国钨业，2005.6，20（3）[17]徐迎春，姜萍．仲钨酸铵结晶母液的回收与利用[J]．稀有金属与硬质合金，2004.9，32（3）[18]孙培梅，李洪桂，李运姣，苏鹏抟，赵中伟，霍广生，刘茂盛．APT结晶母液处理新工艺[J]．中南工业大学学报，2000.2，31（1）[19]牟德渊．离子交换法从APT结晶母液中回收钨酸钠[J]．离子交换与吸附，1995.11（6），558～561[20]张贵清，尚广浩，肖连生．纳滤法处理仲钨酸铵结晶母液的研究[J]．稀有金属，2007.6，31（3）唐谟堂，李洪桂．无污染冶金[M]．第一版．湖南长沙：中南大学出版社，2006.12[21]刘久清，周康根，张启修，龚柏凡．处理仲钨酸铵结晶母液的研究[J]．无机盐工业，2002.7，34（4）[22]崔佳娜．我国钨冶炼技术的发展及比较[J]．稀有金属与硬质合金，2004.12，32（4））唐谟堂，李洪桂．无污染冶金[M]．第一版．湖南长沙：中南大学出版社，2006.12[23]杨利群．钨湿法冶炼新工艺技术的应用[J]．稀有金属与硬质合金，2006.6，34（2）[24]董大勤，袁凤隐．压力容器设计手册[M]．第一版．北京：化学工业出版社，2006.1，647[25]董大勤，袁凤隐．压力容器设计手册[M]．第一版．北京：化学工业出版社，2006.1，647[26]董大勤，袁凤隐．压力容器设计手册[M]．第一版．北京：化学工业出版社，2006.1，189[27]陈乙崇．搅拌设备设计[M],第1版．上海：上海科学技术出版社.1985.11[28]王坤，何小柏，汪信远．课程设计，第1版．北京：高等教育出版社．2005.4[29]曲文海等．压力容器与化工实用手册上册[M]，第1版．北京：化学工业出版社．2000.3[30]曲文海等．压力容器与化工实用手册 下册 数学七年级下册拔高题下载二年级下册除法运算下载七年级下册数学试卷免费下载二年级下册语文生字表部编三年级下册语文教材分析 [M]，第1版．北京：化学工业出版社．2000.3[31]《化工设备结构图册》编写组．化工设备结构图册[M]，第1版．上海：上海科学技术出版社.1979.10[32]徐少军，欧阳立新，朱泗芳．工程设计，第1版．长沙：中南大学出版社．2004.3WO2Cl2WOCl4WCl4WCl6CO2COFeCl3FeCl2钨矿震动球磨(小于0.043mm)添加剂Al2O3苏打高压浸出苏打过滤、洗涤粗钨酸钠溶液滤渣(处理)水配交前液交换吸附交后液（P、As等）NaCl溶液淋洗后液（处理排放）淋洗除杂负载树脂(NH4Cl+液氨)解吸(NH4)2WO4液（NH4）2S+CuCl2沉淀除钼高钼渣纯水气过滤洗涤水回收氨(NH4)2WO4净液淋洗废气蒸发结晶真空抽滤商品仲钨酸铵CaCl2NaOH湿APT结晶母液不合格APT烘干、过筛、包装废水转型人造白钨x8Ⅷr6r7_1234567890.unknown