CN102448877B

CN102448877B - 磷酸铵的生产

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Publication number: CN102448877B
Application number: CN200980159552.4A
Authority: CN
Inventors: Y.科亨
Original assignee: EIR TECHNOLOGY AB
Current assignee: EIR TECHNOLOGY AB
Priority date: 2009-05-27
Filing date: 2009-09-18
Publication date: 2015-05-27
Anticipated expiration: 2029-09-18
Also published as: IL216109A; SE535871C2; ES2542524T3; CA2763079A1; MA33379B1; HUE027021T2; JP5567664B2; SE1151263A1; IL216109A0; AU2009347055B2; EP2435364B1; JO3028B1; EP2435364A4; TN2011000559A1; BRPI0924956B1; DK2435364T3; SA110310438B1; PT2435364E; PL2435364T3; CN102448877A

Abstract

一种用于生产磷酸铵的方法，包括提供（210）含磷水不混溶液相；添加（212）无水氨至所述水不混溶液相中；从所述水不混溶液相沉淀（214）磷酸单铵和/或磷酸二铵；和从所述水不混溶液相萃取所述沉淀的磷酸单铵和/或磷酸二铵。该方法还包括在所述添加（212）和沉淀（214）步骤期间，控制（216）所述水不混溶液相的温度至预定温度区间。

Description

磷酸铵的生产

技术领域

本发明一般性涉及由含磷溶液生产磷酸铵。

背景技术

磷酸盐岩（磷灰石）是磷的主要商业来源。世界磷酸盐生产大部分用于制造化肥以维持农业生产。磷储备的质量正在下降并且提取和加工成本正在上升。在磷酸盐岩中可能存在需要分离的高水平的相关重金属，例如置换钙的镉。多个国家限制化肥中的重金属含量。例如，在瑞典对镉含量超过5mg Cd/kg P的磷肥征税。一些欧洲化肥生产商已经选择仅进口已设定镉限制的原料的供应商。

所有水溶性磷酸盐例如可溶性化肥均衍生自磷酸。磷酸通过“湿法”或热处理进行商业化生产。磷酸盐岩的湿消化是最常用的工艺。热处理的耗能大并因此成本高昂。为此原因，热法生产的酸量非常少并且主要用于生产工业磷酸盐。

化肥生产用的磷酸几乎都是基于磷酸盐岩的湿消化。该工艺主要基于用硫酸溶解磷灰石。在矿石溶解后，经过滤分离硫酸钙（石膏）和磷酸。为了生产商品级磷酸，需要高的酸浓度并且蒸发水。根据主要的条件例如温度、浆料中的磷浓度以及游离硫酸盐的含量，硫酸钙以多种不同的晶型存在。硫酸钙沉淀为二水合物（CaSO₄·2H₂O）或半水合物（CaSO₄·1/2H₂O）。通过该工艺生产的磷酸的特征是低纯度。

所有的磷酸铵盐均衍生自磷酸。用氨中和含浓度为约54%P₂O₅的商品级磷酸，通过在中和工艺过程中控制氨与磷酸的摩尔比以形成磷酸单铵（MAP）或磷酸二铵（DAP）。氨以液体或气体形式使用。通常优选无水液氨，因为有必要利用来自其它***的余热将液氨蒸发成气体形式。氨对商品级磷酸的中和通常利用多个反应容器以多阶段进行。在预反应器中氨与磷酸的摩尔比一般保持在使浆料具有最大溶解度的水平（用于生产DAP时为1.4~1.45，用于生产MAP时通常低于1）。对于操作控制而言，通过监测浆料的pH来决定氨与磷酸的摩尔比。通过向反应器中加水来从预中和器中移除反应余热。水的蒸发使浆料冷却。当氨与磷酸的摩尔比增加至超过1时，未反应的氨从反应器中逸出并且必须用酸洗涤释放的蒸气。来自预中和反应器的浆料一般含有16~23%的水，该浆料通常进料至氨化造粒机中以完成对所需产品的加氨。中和与附加的水蒸发的完成导致形成固体颗粒。有必要通过酸洗从气态蒸气中回收未反应的氨。其后，固体磷酸铵通常在单独的反应器中干燥以减少含水量。干燥器中的氨损失通常通过酸洗回收。一般通过使空气穿过冷却反应器来冷却固体磷酸铵。

对于几种应用例如加肥灌溉（在灌溉水中施加水溶性化肥）和叶面施肥（在叶面上喷洒化肥），需要完全可溶的磷酸铵以避免加肥灌溉设备被不溶性固体堵塞。湿法磷酸含有大量的杂质例如铁、铝、钙、镁、镉等，它们在被氨中和后形成水不溶性固体，所以化肥级磷酸铵并不是完全水溶性的。因此，用于加肥灌溉目的的完全可溶性磷肥必须由纯化磷酸专门生产。

目前的磷酸纯化技术是基于以下工艺：将不纯的湿法磷酸萃取到有机溶剂（酮类、三烷基磷酸酯类、醇类等）中，接着用水进行反萃取形成稀释的纯磷酸，随后通过水蒸发浓缩。其后，根据上述过程，用氨中和纯化的磷酸以形成完全可溶性的磷酸铵产品。

一般而言，可以确定两种磷酸溶剂萃取方法：a) 从浓溶液中部分萃取磷酸，和b) 在其它的酸或盐存在下完全萃取磷酸。

从利用硫酸消化磷灰石生产的浓磷酸中部分萃取磷酸是最常用的工艺。在该工艺中，只有部分磷酸被萃取到有机相中。剩余的未萃取磷酸与金属杂质一起用于生产低品级磷酸盐，例如不同的化肥。任何能够溶剂化磷酸的溶剂都可用于该工艺，包括在低至相当低的浓度下仍具有相当恒定的分配系数的溶剂例如醇类，以及对于低于特定阈值浓度的磷酸表现出极低萃取能力即分配系数具有极强的浓度依赖性的溶剂例如醚类、酯类和选定的酮类。

不同的方法是在高浓度的其它酸或盐存在下获得磷酸的完全萃取。添加第二酸例如H₂SO₄（美国专利3573005）或盐例如CaCl₂（美国专利3304157）可以改善甚至在相当低的磷酸浓度下的磷酸分配系数（溶质在有机相和水相之间的分配比）。虽然，所添加的酸也被溶剂萃取，但是其在有机溶剂中的比例一般低于其在进料溶液中的比例。合适的溶剂为醇类、三烷基磷酸酯例如磷酸三丁酯等，它们在低至相当低的浓度下仍具有相当恒定的分配系数。该方法推荐用于从由部分萃取工艺得到的剩余的不纯磷酸中萃取磷酸。该方法的主要缺点在于最终的水相富含所添加的酸（即硫酸）或盐以及杂质，其可能不具备最终用途。

磷酸铵生产的现有技术存在许多缺点。由石膏滤料生产的磷酸不适合用于直接制造磷酸铵盐。该酸必须进一步通过水蒸发浓缩至合适的磷酸浓度（通常为约54%P₂O₅）。通常，磷酸的浓缩在三个阶段中完成。来自滤料的弱酸（28%P₂O₅）在单阶段真空蒸发器中被蒸发至40%P₂O₅。然后，使该酸澄清以移除沉淀固体并且随后将澄清的酸在两个阶段中浓缩至54%P₂O₅。中间阶段的浓度为约48%。54%P₂O₅的酸用于根据前述过程生产磷酸铵。

通过蒸发浓缩酸是非常耗能的工艺。根据生产条件，浓缩磷酸所需的蒸汽量通常为2.5~5吨蒸汽/吨磷。磷酸浓缩的能量需要是主要的生产成本。生产商品级磷酸必需昂贵的设备，例如蒸汽分配***、蒸发器、排放气体洗涤器、冷凝***、冷却水***、液体排放物处理***和贮酸设施。此外，需要额外的设备用于多阶段氨中和磷酸、干燥、冷却和从气态蒸气中洗除氨。主要的缺点是磷酸铵产品的品质由磷灰石原料的品质所决定。生产的化肥级磷酸铵通常被重金属例如镉污染并且是不完全可溶的，因此不适合用于诸如加肥灌溉的应用中。

完全可溶性的磷酸铵盐（工业级）的生产更加复杂并且需要在用氨中和之前通过溶剂萃取来纯化商品级的磷酸。该工艺中水蒸发的能量成本由于磷酸需要浓缩两次而显著增加：a) 酸必须在溶剂萃取前进行浓缩，和b) 纯化的磷酸被稀释并且必须再次通过水蒸发进行浓缩。由于生产完全可溶性的磷酸铵的额外设备包括在溶剂萃取前进行预处理的设施、液-液萃取设备、液-液清洗设备和用于浓缩纯化酸的蒸发器。

美国专利3298782描述了一种用于纯化湿法磷酸的方法，该方法由以下组成：a) 将磷酸从水相萃取至醇-胺有机相，b) 将醇-胺相与水相分离，和c) 从醇-胺相中回收纯化的磷酸。主要目的是通过用水进行反萃取来回收纯化的磷酸。在上下文中，还提及了可以通过与碱进行反应从醇-胺相中回收磷酸盐。在一个实施例中，使用氨水溶液将磷酸盐从有机相清洗至水相中。

美国专利3458282描述了一种通过利用溶解在有机稀释剂（例如煤油）中的胺作为萃取相来纯化磷酸以从磷酸中移除某些杂质或从水相中萃取磷酸的方法。当利用胺稀释溶剂萃取磷酸时，主要目的是通过用水进行反萃取来得到纯化的磷酸水溶液或通过与碱的水溶液反应得到磷酸盐水溶液。在该专利文本中，还提及了可能可以通过蒸发掉有机稀释剂并且用水性溶剂或诸如氨等气体处理残余物质以沉淀出磷酸盐从而从胺中移除磷酸盐。

美国专利3894143描述了一种用于从湿法磷酸和氨得到良好品质的结晶磷酸铵的方法。该方法由以下组成：a) 形成磷酸水溶液和丙酮的混合物，其中所有组分与水可混溶，b) 通过添加氨来沉淀杂质并且分离沉淀杂质以形成纯化的混合物，c) 使纯化的混合物与氨接触以产生磷酸铵晶体和上清液，和d) 分离磷酸铵晶体与上清液并且蒸馏上清液以分离出丙酮进行再循环。该方法的缺点包括蒸馏大量丙酮，磷酸铵产率有限以及产生大量的磷酸铵稀水溶液废液。因此，该方法不适合应用于工业中。

在国际公开的专利申请WO 2008/115121中，公开了一种用于磷回收的方法和设备。通过利用净化剂吸附磷离子并在净化剂再生过程中将磷离子释放至洗出液中来从溶液中萃取磷离子。所述再生利用氨进行。在引入过量的氨后，磷酸根阴离子以磷酸三铵的形式沉淀。磷酸三铵沉淀后残留在溶液中的氨被再用于使净化剂再生。不幸的是，磷酸三铵在环境温度和大气压力下不稳定导致晶体分解并释放出氨。这种不稳定的结晶固体不适合直接用于农业中。

在美国专利3415619中，公开了一种制备磷酸铵的方法。通过以下步骤得到水溶性的磷酸铵：将来自含磷酸钙的矿石与强无机酸反应的基本不含铁的磷酸水溶液萃取至水不混溶的三烷基磷酸酯萃取剂中，分离加载有磷酸的萃取剂与残留水相，从中移除钙杂质、使加载有磷酸的萃取剂与无水氨在约20~90℃温度下接触，并且将水溶性固体磷酸铵与萃取剂分离。固体磷酸铵需要用低沸点的烃溶剂洗涤以移除附着其上的有机萃取剂。

在美国专利3342579中，公开了缓慢可溶的多磷酸铵及其制造方法。设备包括具有搅拌器的容器和用于过磷酸和无水氨的进口。经反应的物质被过滤得到固体晶体产物。

GB 636035公开了磷酸二铵生产方法的改进。将磷酸单铵引入反应器中的磷酸二铵溶液中并且将无水氨进料至该反应器中。在腔室底部收集磷酸二铵晶体。

US 4781905公开了一种用于从湿法磷酸和其中的萃取剂生产磷酸和/或磷酸盐的方法。利用由混合的三烷基氧化膦和稀释剂组成的水不混溶溶剂混合物萃取粗酸。粗酸中的部分P₂O₅被萃取至溶剂混合物中并且在残液中保持平衡。通过利用合适的水相汽提加载的溶剂来生产纯的磷酸或磷酸盐，并且通过用碳酸钙中和残液来得到次级磷酸钙化肥。

需要一种用于生产完全可溶性磷酸铵例如磷酸单铵（MAP）或磷酸二铵（DAP）的改进方法，其中排除与通过水蒸发浓缩磷酸相关的成本。

发明内容

本发明的一般目的是改进用于从含磷溶液生产磷酸铵的方法和装置。本发明的另一目的是提供用于生产完全可溶性磷酸铵而不需要通过蒸发水来浓缩磷酸的方法。本发明的又一目的是提供用于生产磷酸铵而不需要从排出的蒸气中干燥和洗除氨的成本有效的方法。本发明的再一目的是提供以可容易地用于施肥用途的形式的回收的磷酸铵。

上述目的通过根据所附权利要求书的方法和设备实现。一般而言，在第一方面，一种用于生产磷酸铵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无水氨，从所述水不混溶的液相中沉淀出磷酸单铵和/或磷酸二铵以及从所述水不混溶的液相中提取沉淀的磷酸单铵和/或磷酸二铵。该方法还包括在添加和沉淀过程中将所述水不混溶的液相的温度控制在预定的温度区间。

在第二方面，一种用于生产磷酸铵的设备包括混合容积。所述混合容积具有适用于含磷的水不混溶的液相的进口和适用于添加无水氨至该水不混溶的液相中的进口。该设备还包括设置为与水不混溶的液相热接触的热交换器。设置控制器用于操作热交换器以使混合容积中的水不混溶的液相保持在预定温度区间内。该设备还包括设置用于从混合容积中移除沉淀的磷酸单铵和/或磷酸二铵晶体的沉淀物移除器。

优选的是，通过将磷吸附在对磷具有亲和力的液体净化剂中来将磷从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。在净化剂再生过程中通过添加来自液体净化剂的氨来移除磷。液体净化剂的温度优选保持为低于其沸点。再生的净化剂优选连续再循环以从其它进料溶液中萃取磷。

洗涤分离的结晶磷酸盐，优选用pH控制在预定区间的水溶液洗涤。初始附着在晶体上的净化剂在相分离器中与浓水相分离。所分离的净化剂被连续再循环以从进料溶液中萃取磷。该水洗涤溶液也再循环用于进一步洗涤。

此后，干燥经洗涤的磷酸铵晶体。所述干燥可优选至少部分利用从无水氨与磷酸混合进行冷却的热交换过程中得到热进行。

本发明提供以环境友好且成本有效的方式从工艺蒸气中以高品质产品例如磷酸铵化肥的形式提取。本发明使得能够生产与沉淀晶体的初始组成无关的MAP或DAP。根据本发明，磷可回收为浓缩且水溶性的高品质无机产品即植物可利用的磷高并且重金属污染低。本发明的另一优点是净化剂能够再利用而不需蒸馏大量的液体净化剂。

附图说明

本发明及其其它的目的和优点可通过参考以下说明和附图得到最佳的理解，附图中：

图1是磷回收设备的一个实施方案的示意框图；

图2是根据本发明的磷酸铵生产设备的一个实施方案的示意框图；

图3是根据本发明的方法的一个实施方案的流程图；和

图4-5是根据本发明的磷酸铵生产设备的其它实施方案的示意框图。

具体实施方式

在所有附图中，相同的附图标记用于表示相似或对应的要素。

本发明中一些常用的术语应该解释如下：

净化剂—通过离子缔合或溶剂化机理对溶质物具有亲和力的物质，例如吸附离子或酸的物质。该术语包括溶剂中含的多种萃取剂。

溶剂－一种液相，通常是有机的，其优选从含水溶液中溶解可萃取的溶质物。

萃取剂—能够实施萃取的溶剂的活性组分，通常为有机的。

溶剂萃取（液液萃取）--通过在不混溶相之间的传质从混合物中分离一种或多种溶质，其中至少一相通常为有机液体。

再生—从净化剂中置换从生产溶液中移除的离子或酸以制备准备好再利用的净化剂。

稀释剂—液体，通常为有机的，其中溶解有萃取剂以形成溶剂。

残液—通过萃取从中移除溶质的水相。

本发明的主要目的是提供一种生产磷酸铵的简便且成本有效的方法。该方法能够生产磷酸铵而不需要通过水蒸发来浓缩磷酸。此外，该方法能够生产完全可溶且纯的磷酸单铵或磷酸二铵。

从磷酸生产磷酸铵的一个可能的一般途径为将磷酸萃取至有机溶剂中并使用氨作为从有机相中直接沉淀磷酸铵的手段。如下所述，使用无水液氨或气态无水氨证明是有利的。在美国专利3298782和美国专利3458282中没有测试无水液氨或气态无水氨作为从有机相中直接沉淀磷酸铵的手段。未测试该替代方案的一个原因可能是存在与这样的一般途径相关的几个主要困难，例如在低磷酸浓度的有机相中加载的磷酸不足、生热和溶剂蒸发的问题、附着至沉淀物的昂贵的溶剂的损失、难以预测沉淀的磷酸铵的形式以及难以分离杂质。这些困难在下文中描述并且必须克服以得到商业上感兴趣的途径。

用于纯化磷酸的溶剂例如酮类、三烷基磷酸酯和醇类要求进料溶液中的高磷酸浓度以得到在待实施液液萃取的有机相中的足够高磷酸加载。使用这样的溶剂要求在磷酸萃取前通过水蒸发浓缩磷酸。

即使在有机相中可以得到足够高的磷酸加载，对于待实施的液液萃取过程而言，氨与浓磷酸的反应已知是高放热的，这可以导致溶剂蒸发。使用碱的水溶液清洗载有磷酸的溶剂产生相当大量的热。该生热问题描述在美国专利4112118中，其涉及一种用于从通过用碱的水溶液清洗而被萃取进入有机溶剂中的磷酸制备磷酸盐的方法。为了使生热最小化，碱与磷酸的摩尔比必须降低至0.1:1~0.5:1以使得该过程能够运行。因为氨与磷酸的摩尔比必须大于1，所以这突显了在有机相中利用无水氨直接沉淀磷酸单铵（MAP）或磷酸二铵（DAP）时的溶剂蒸发和热演化的问题。而且，因为焓数据对于每种溶剂混合物都是特定的并且因而必须通过实验确定，所以难以预测在无水氨与磷酸在特定溶剂混合物中反应的生热量。

除了由于生热和溶剂蒸发导致的困难以外，预期大量溶剂残留附着至沉淀的磷酸盐晶体上并且至少在某些应用中所损失的昂贵的溶剂混合物在经济上是不可接受的。因为溶剂例如磷酸三丁酯的沸点（289℃）超过了磷酸单铵的熔点（190℃），所以难以通过蒸馏来移除附着的溶剂。此外，该过程必须得到控制以生产稳定的磷酸铵盐例如磷酸单铵或磷酸二铵，它们是期望的最终产品。最后，移除诸如金属、二氧化硅、氟等杂质的方法必须被确认可应用于该过程。

所有上述目前已确认的困难导致上述一般途径在本发明以前未被验证并且未在工业上实施。

以下，参照附图1具体描述根据本发明的从含磷矿生产磷酸铵的方法的一个实施方案。然而，虽然其为有利的途径，但是本发明不限于从矿物回收磷，而是可应用于多种不同的提供磷酸根离子/磷酸的***。具有微小改动的类似方法可用于例如从下水道污泥的焚烧灰、动物副产品的焚烧灰、下水道处理工作中的富磷蒸汽、工业废水等中提取磷。

磷回收设备100的一个实施方案示于图1中。根据已知方法在消化器4中用硫酸消化通过磷酸盐岩开采选矿得到的磷灰石富集物2以得到经消化的磷灰石3。已知的工艺流程包括二水合物、半水合物、半水合物-二水合物以及二水合物-半水合物工艺。此后，在消化分离器6中通过过滤分离硫酸钙（石膏）5与含磷水溶液7（本实施方案中为磷酸）。任选通过已知方法对过滤级(filter-grade)磷酸7进行预处理以移除杂质。消化磷灰石4和分离杂质6的整个安排可视为为液液萃取提供进料溶液即含磷水溶液7的预处理过程。进料溶液被供应至设备10用于生产磷酸铵，在本实施方案中通过液液萃取提供。液液萃取包括在两个不混溶相（水相和有机相）之间的选择性传递。两个不混溶相首先完全混合以促进溶质传递并随后分离。

为了从含磷水溶液7中回收磷酸盐，使用液液萃取工艺，其中含磷酸根离子/磷酸的进料水溶液暴露于有机相（在此称为净化剂）。磷酸根离子/磷酸由此被萃取进入净化剂中。这在下文中更详细地描述。一般而言，磷酸铵生产设备10从含磷水溶液7中得到磷酸铵9，提供残余的生产液体8，其优选可与硫酸一起再次用于进一步消化。

磷酸铵生产设备10的一个实施方案更具体示于图2中。萃取段12设置为允许将磷从含磷水溶液7吸附至对磷具有亲和力的液体净化剂15中。磷耗尽的水溶液离开萃取段12。当与图1所示的磷回收设备100联合使用时，磷耗尽的水溶液成为残余生产液体8。萃取段12的用于加载有磷的净化剂15的出口连接至混合容积20的含磷水不混溶液相的进口22，由此加载有磷的净化剂15形成含磷水不混溶液相14。如下所要讨论的，磷耗尽的净化剂15的进口16至萃取段12至少间接连接至混合容积20。该磷耗尽的净化剂15的进口16由此设置为将混合容积20中形成的再生净化剂15再用于在萃取段12中进一步吸附磷。

任何能够从含水溶液移除磷的有机溶剂（净化剂）可用于萃取段的液液萃取中。磷萃取的机理可以是离子缔合、磷酸的溶剂化或二者。净化剂的组成应该根据磷酸进料的浓度、其它离子或盐的存在等进行选择，以得到高加载能力和有效操作的萃取过程。

处理稀释的磷酸流需要使用对磷酸盐具有强萃取能力的净化剂。适合从稀溶液中萃取磷酸的液体净化剂是液胺。通常，可以使用液体的伯、仲和叔胺。胺萃取剂具有低水溶性、与有机溶剂的良好混溶性、良好的化学稳定性、高选择性和能够从极稀溶液中萃取酸的强结合能力。优选地，胺应该选择为在含多于7个脂肪族或芳族碳原子的大有机分子上连接有氮原子。这样的有机胺在有机溶剂中高度可溶并且几乎不溶于水。与含酸溶液接触时，胺碱与酸反应形成与酸阴离子相关联的质子化正电荷。有机胺可通过额外的中性酸分子的溶剂化萃取比1分子酸/1分子胺的化学计量比更多的酸。在浓磷酸中，每个液胺分子萃取至多4个磷酸盐分子。高浓度的胺可聚合形成不期望的第三分离相。但是，可通过将胺溶解在作为强路易斯碱的另一有机溶剂例如三丁基磷酸酯或醇类中来避免形成不期望的第三相。溶剂化的萃取剂例如磷酸三丁酯和液胺的混合物优选一起使用以充分萃取高和低浓度的磷酸盐。

溶剂化的萃取剂是含有氧原子的液体有机分子（醇类、酯类、醚类、酮类、三烷基磷酸酯、酰胺类等），它们与磷酸相互作用形成H-缔合。在该机理过程中，萃取剂取代部分水分子并溶剂化有机相中的磷酸分子。通过H-缔合的磷酸结合很弱。溶剂化的萃取剂可分为两类：a) 对于低至相当低的浓度具有相当恒定的分配系数的溶剂，例如醇类、三丁基磷酸酯等，和b) 对于低于特定阈值浓度的磷酸表现出极低萃取能力的溶剂即分配系数具有极强的浓度依赖性的溶剂如醚类、酯类和选定的酮类，例如甲基异丁基酮。对于过滤级磷酸的处理而言，优选使用对于低至相当低的浓度具有相当恒定的分配系数的溶剂例如磷酸三丁酯和由于离子缔合机理使得甚至在极低浓度下对磷酸盐具有强萃取能力的液胺的混合物。

通过利用彼此结合的两种机理（即通过离子缔合的磷酸盐吸附和中性磷酸的溶剂化）萃取磷酸，溶剂化的萃取剂例如磷酸三丁酯和液胺例如三辛胺的混合物是针对高度浓缩以及高度稀释的磷酸流的有效净化剂。该净化剂的酸萃取中所涉及的分配系数很高，这意味着必需的接触阶段的数目低。从浓度为5M的过滤级磷酸萃取磷酸的有机/水体积比可低于10:1，优选低于5:1。净化剂中得到的磷酸盐浓度优选高于1M。此外，溶剂化萃取剂和液胺的混合物对于阴离子是选择性的并且不结合带正电的金属，这意味着金属污染物通过残留在水溶液中而从萃取的磷酸中分离。

过滤级磷酸进料至特征在于上述净化剂的液液萃取过程。液液萃取过程优选为优选使用液液萃取设备例如脉冲柱的连续液液萃取过程。但是，可以使用任何其它的液液萃取设备，例如搅拌柱、非搅拌柱、混合沉降器、在线混合器、离心接触器等。

对磷酸盐被耗尽的残液进行进一步处理以移除金属沉淀物。其随后可用于磷灰石溶解或石膏洗涤（参见例如图1）。

加载有磷的净化剂任选进行洗涤以移除共萃取的杂质，形成含磷水不混溶液相。

回到图2，其后用无水氨处理含磷水不混溶液相14以在净化剂中直接形成结晶磷酸铵。为此，磷酸铵生产设备10包括具有用于含磷水不混溶液相14的进口22的混合容积20。混合容积还具有用于添加无水氨进入含磷水不混溶液相14中的进口24。可以使用无水液氨或气态无水氨。

为了形成固体磷酸铵晶体，数个氨分子与数个磷酸或磷酸氢盐分子反应以通过氨分子与磷酸根分子的H-缔合形成晶体结构。该弱结合在与水接触时易于解缔合，这使得磷酸铵晶体具有高度水溶性。已知通过在不同浓度和温度下使氨、磷酸与水接触可得到几种结晶磷酸铵固相。以下结晶固相是已知的：(NH₄)₇H₂(PO₄)₃、(NH₄)₃PO₄、(NH₄)₃PO₄·2H₂O、(NH₄)₃PO₄·3H₂O、(NH₄)HPO₄·H₂O₂、(NH₄)₂HPO₄、(NH₄)₂HPO₄·2H₂O、NH₄H₂PO₄、(NH₄)₃H₂(PO₄)₄、NH₄H₅(PO₄)₂·2H₂O和NH₄H₅(PO₄)₂。这些结晶磷酸铵中的几种在环境温度和大气压力下不稳定，导致晶体分解成另一结构并伴随释放氨。这样的不稳定结晶固相不适合用于农业。

已知完全干燥的氨不会与完全干燥的氯化氢结合形成铵盐。因此，水分对于引起反应是必需的。利用净化剂如磷酸三丁酯萃取磷酸可伴随水分子的共萃取。共萃取的水与磷酸三丁酯的摩尔比随净化剂中磷酸浓度和温度在0.7~1.7 [H₂O]_原/[TBP]_原之间变化。

但是，出乎意料的是发现通过在有机净化剂（例如磷酸三丁酯、磷酸三丁酯与醇类的混合物、磷酸三丁酯与胺的混合物）中使无水氨与磷酸或磷酸盐分子反应，所得的结晶固相的氨与磷酸根的摩尔比为约1并且该晶体在环境温度和大气压力下稳定。发现该结晶固相主要由磷酸单铵（MAP）NH₄H₂PO₄构成。也存在小比率的磷酸二铵（DAP）(NH₄)₂HPO₄。因此，出乎意料地通过无水氨与上述净化剂中的磷酸盐接触产生的结晶固体磷酸铵可直接用于农业用途。

发现来自上述有机溶剂的磷沉淀物高度有效地使磷移除效率能够高于99%。在磷酸萃取过程中，高脱除效率使得能够具有高操作能力。与基于导致不完全磷脱除的平衡反应的水脱除相比，磷与氨的反应并不基于平衡并且磷脱除完全。

已知无水氨可溶于不同的有机溶剂例如乙醇（10wt%，25℃）、甲醇（16 wt%，25℃）等。但是，氨在磷酸三丁酯中的溶解度仅为0.6 wt%，20℃，并且随温度上升，溶解度下降。在高于35℃时，氨在磷酸三丁酯中的溶解度不显著。因此，磷沉淀后在净化剂中的残留氨量非常低。还发现在有机溶剂中的磷加载与pH和电导率之间存在关联。随溶剂中磷酸浓度降低，电导率减小并且pH水平增加。由此，可通过监测净化剂的电导率和/或pH来控制氨的添加以便能够在氨不过量的情况下运行。为此，再次参考图2，磷酸铵生产设备10包括在混合容积20中的传感器26，在本实施方案中为用于监测水不混溶液相的电导率的传感器。磷酸铵生产设备10还包括与传感器26连接并设置为用于响应于所监测的电导率来控制无水氨18的添加量的添加控制单元28。在一个替代方案中，传感器26是用于监测混合容积20中的水不混溶液相的pH的传感器，并且添加控制单元28是因而设置为用于响应于所监测的pH来控制无水氨18的添加量。

如上所述，氨与磷酸的反应是高度放热的并且预期在该反应期间产生相当大量的热。但是，出乎意料地发现，当中和加载有1.42M的H₃PO₄的溶剂（~50℃升^-1溶剂）时产生的热低于溶剂蒸发所需的热。因此，净化剂温度可实际上通过热交换至期望区间内的温度而得到控制。磷酸铵生产设备10包括设置为与水不混溶液相15热接触的热交换器30。在图2的实施方案中，热交换器30设置在混合容积20中用于从混合容积20内的水不混溶液相15中提取热。净化剂15与氨18进行混合的混合容积20中的温度优选通过温度计32测量并且控制器34利用该测量值来操作热交换器，使得混合容积20内的水不混溶液相15的温度保持在预定温度区间内。优选的是，因为较低的温度有利于净化剂15萃取磷酸，所以将萃取段12中使用的净化剂冷却至低于60℃。

在一个特定实施方案中，热交换器30的冷却可通过将无水液氨蒸发成气态形式实现。以这样的方式，可以通过使用作为最终产品中的成分的氨来实现冷却。这在图2中通过虚线箭头36和37示出。为此，磷酸铵生产设备10包括液氨源19。加热单元23连接至液氨源19并且连接至或与热交换器30成为一体。加热单元23设置为利用热交换器30中提取的至少部分热来生产气态氨，用作无水氨18。这意味着用于添加混合容积20的无水氨18的进口24连接为用于从液氨源19提取气态氨。

作为替代方案，可以通过其它手段例如与冷水热交换来实现冷却。该替代方案在期望将所产生的热回收用于其它过程或用于干燥所回收的磷酸铵晶体是是优选的，这将在下文中进一步讨论。

此后，通过已知的固液分离技术例如过滤、倾析、离心等从净化剂中分离出结晶固体磷酸铵。在图2中，沉淀物移除器40设置为用于从混合容积20中移除沉淀的磷酸单铵和/或磷酸二铵的晶体。随后，磷耗尽的净化剂16优选被连续再循环以再次在萃取段12中从进料溶液中萃取磷酸盐。

相对大量的净化剂残留附着在分离的磷酸铵晶体上。这些量通常足够大，使得昂贵的溶剂混合物的损失在经济上是不可接受的。因此，优选也使这些量的净化剂再循环。在图2的实施方案中，磷酸铵生产设备10包括洗涤设备50，进而包括与沉淀物移除器40连接的洗涤器52。洗涤器52设置为用于洗涤分离的磷酸铵晶体。干燥器54与洗涤器52连接并且设置为用于干燥经洗涤的晶体。分离器60与洗涤器52连接并设置为用于分离从晶体上洗下的残留净化剂17。分离器60由此连接至用于磷耗尽的净化剂16的萃取段12，用于将所分离的残留净化剂17再用于在萃取段12中进一步吸附磷。分离器还设置为用于提供残留净化剂耗尽的洗涤液59用于在洗涤器52中再用于洗涤晶体。

根据本发明的一个实施方案，附着至经分离的磷酸铵晶体上的净化剂通过用饱和磷酸铵水溶液洗涤磷酸铵晶体来移除。初始附着至晶体的净化剂形成分离相，该分离相通常轻于浓水溶液并且如上所述是与水不混溶的。两相由此彼此同时分离。由此，本实施方案的分离器60是设置用于分离净化剂与所述饱和磷酸铵水溶液的相分离器。出乎意料地发现上述洗涤程序是高度有效的。发现经洗涤的磷酸铵晶体的碳含量低于商品高纯度磷酸铵盐的碳含量。据信利用饱和磷酸铵水溶液进行洗涤是动态过程，其中磷酸铵晶体持续溶解和重结晶，使得能够有效移除所附着的溶剂。洗涤程序的操作既简便又耗能低。与晶体分离的饱和磷酸铵溶液连续再循环用于进一步洗涤。饱和磷酸铵溶液的组成通过将所生产的磷酸铵盐溶解在水溶液例如水、磷酸或其它酸/盐溶液中制成。如前所述，经分离的水不混溶净化剂被连续再循环以从进料溶液中萃取磷酸盐。

经洗涤的磷酸铵晶体此后在干燥器54中干燥。该干燥可优选至少部分地利用得自冷却无水氨与磷酸的混合的热交换过程的热进行。为此，如虚线箭头37和39所示，干燥器54连接至热交换器30。干燥器54由此设置为利用在热交换器30中提取的至少部分热来干燥经洗涤的晶体。

所生产的磷酸铵是完全水溶性的、金属耗尽的并且可用于农业用途例如施肥或加肥灌溉。

根据本发明的一个优选实施方案的洗涤过程的另一重要优点在于能够控制磷酸铵的生产以生产与所沉淀的晶体的初始组成无关的MAP或DAP。如果MAP是期望的最终产品，则所用的洗涤溶液优选由磷酸单铵的饱和水溶液构成。浆料的pH通过添加例如磷酸或氨而控制并调节至pH值为2~6，优选3~5，最优选约4.1。该程序导致生产与所沉淀的晶体的初始组成无关的MAP。以类似方式，如果DAP是期望的最终产品，则所用的洗涤溶液优选由磷酸二铵的饱和水溶液构成。浆料的pH通过添加例如氨而控制并调节至pH值为6~10，优选7~9，最优选约8.3。该程序导致生产与所沉淀的晶体的初始组成无关的DAP。以类似的方式，根据本发明可以生产MAP和DAP二者。为此，洗涤器52还设置为用于控制磷酸单铵和/或磷酸二铵的饱和水溶液的pH。

图3示出根据本发明的一个实施方案的方法的步骤流程图。磷酸铵的生产方法开始于步骤200。在步骤210中，提供含磷水不混溶液相。在步骤212中将无水氨添加至水不混溶液相。在一个特定实施方案中，添加步骤212包括监测水不混溶液相的电导率并且响应于所监测的电导率来控制无水氨的添加量。在另一特定实施方案中，添加步骤212包括监测水不混溶液相的pH并且响应于所监测的pH来控制无水氨的添加量。在步骤214中，从水不混溶液相中沉淀出磷酸单铵和/或磷酸二铵。在步骤216中，在添加和沉淀步骤过程中水不混溶液相的温度被控制为在预定温度区间内。如下所要详细讨论的，实际控制步骤可以在添加和沉淀步骤之前、期间和/或之后进行。重要特征在于确保添加和沉淀步骤期间的温度保持在预定限值内。这在发生实际瞬间热移除时较不重要。因此，步骤216可设置在步骤212和214之前、同时和/或之后。温度控制通常包括从水不混溶液相中提取热。该热可以至少部分被用于通过加热从液氨生产气态氨。该气态氨可用作在步骤212中添加的无水氨。在步骤218中，从水不混溶液相中萃取出沉淀的磷酸单铵和/或磷酸二铵。

在图3所示的实施方案中，该方法还包括步骤220，其中洗涤萃取的沉淀的磷酸单铵和/或磷酸二铵。在步骤222中，分离从晶体中洗出的残留的水不混溶液相，即通常的净化剂（如下所述）。所分离的残留净化剂优选被再用于进一步吸附磷以得到含磷水不混溶液相，如虚线箭头224所示。类似地，残留净化剂耗尽的洗涤液被再用于进一步洗涤晶体，如虚线箭头226所示。在该特定实施方案中，使用磷酸铵饱和水溶液进行洗涤并且通过净化剂与磷酸铵饱和水溶液的相分离进行残留净化剂的分离。经洗涤的晶体在步骤228中干燥。优选地，干燥利用从控制温度步骤中提取的至少部分热。

在一个优选实施方案中，控制磷酸单铵和/或磷酸二铵的饱和水溶液的pH以驱动化学反应生产特定组成的MAP和/或DAP。具体而言，可通过酸性pH得到纯MAP并且可通过略微碱性的pH得到纯DAP，如前所述。

在图3的实施方案中，提供含磷水不混溶液相的步骤210进而包括将磷从含磷水溶液吸附至对磷具有亲和力的液体净化剂中。这意味着加载有磷的净化剂形成含磷水不混溶液相。根据图3的实施方案的方法随后还包括另一步骤230，即将萃取步骤218形成的再生净化剂再用于步骤210中进一步吸附磷。该程序终止于步骤299。

如前所简述的，可采取不同方式进行从所述含磷水不混溶液相的实际热提取。在图2的实施方案中，热交换器30整合在混合容积20中。目前认为这是优选方式，因为这提供良好受控的温度。但是，也可以有替代方案。在图4中，示出一个实施方案，其中热交换器30设置为与离开沉淀物移除器40的水不混溶液相接触。控制器34仍可基于温度计32所测量的混合容积20内的温度来控制。作为替代方案或除此之外，控制器34’可以基于利用温度计32’测量的进入萃取段12的净化剂的温度来操作。这样，主要控制进入萃取段12的净化剂的温度，进而使得下一循环中的混合容积内的含磷水不混溶液相的温度保持在所要求的温度区间内，特别是如果存在关于随含磷水不混溶液相离开萃取段12的假定的磷含量信息的话。换言之，通过控制进入萃取段12的净化剂的温度，将实现混合容积中的温度的间接控制。这可能是在其中初始磷含量相对稳定或至少可预测的设备中的良好替代方案。进入萃取段12的净化剂可随后针对磷亲和力来优化温度。

在图5中，示出又一实施方案，其中热交换器30设置为与离开萃取段12且在进入混合容积20之前的水不混溶液相接触。在此，所述控制可基于混合容积中的温度或进入混合容积20前的加载净化剂的温度或二者。进入混合容积前的净化剂中的温度随后通过温度计32’’并使用控制器34’’测量。这样，加载净化剂的温度下降，并且混合容积20中的预期放热反应将使水不混溶液相进入预定温度区间。该实施方案在将氨添加和沉淀与残液热提取相结合有困难的应用中可能是有利的。

上述具体实施方案只是磷酸铵生产方法和设备可如何设置的几个示例。含磷水不混溶液相优选如前所述提供，但是也有其它可能性。含磷水不混溶液相可通过任意类型的离子交换过程提供。含磷水不混溶液相也可通过其它化学过程例如固相溶解来提供。同样地，沉淀的MAP和/或DAP的后处理也只是一个目前优选的如何管理示例MAP和/或DAP的示例。也可以使用其它更常规的技术，例如直接蒸馏沉淀物以直接蒸发净化剂或其它溶剂而没有任何洗涤步骤。此外，在净化剂或其它溶剂不是非常昂贵并且在所生产的MAP/DAP中作为杂质无害的特定应用中，可以完全移除洗涤程序。

已经对不同***进行测试以示出和验证根据上述原理的方法和设备得到的优点。一些实施例示于以下。

实施例1

通过将由80体积%磷酸三丁酯和20体积%庚醇构成的pH值5.9的有机溶剂暴露于磷酸水溶液而在该有机溶剂中加载1.42M的H₃PO₄。这两个不混溶相首先彻底混合以促进磷酸的传递，随后分离。经加载的pH值为-0.4的有机溶剂与过量的无水液氨（>50g NH₃/升溶剂）接触。在有机相中形成结晶固体。该固体通过离心和倾析与有机溶剂分离。经分离的固体用甲醇洗涤数次并在90℃下干燥2小时。所回收的无机盐由对应于98wt%的NH₄H₂PO₄和2wt%的(NH₄)₂HPO₄的12.3wt%的N和26.8wt%的P构成。从有机溶剂中移除磷的效率发现高达99.4%。

实施例2

使用由80%磷酸三丁酯和20%三辛基/癸基胺构成的有机溶剂重复实施例1中所述的相同实验。所回收的无机盐由对应于90wt%的NH₄H₂PO₄和10wt%的(NH₄)₂HPO₄的13wt%的N和26.6wt%的P构成。

实施例3

重复实施例1中所述的相同实验，唯一的区别在于使用有限量的无水液氨（<20g NH₃/升溶剂）。所回收的无机盐由对应于99wt%的NH₄H₂PO₄和1wt%的(NH₄)₂HPO₄的12.2wt%的N和26.9wt%的P构成。

实施例4

重复实施例3中所述的相同实验，唯一的区别在于使用由80体积%磷酸三丁酯和20体积%三辛基/癸基胺构成的有机溶剂。所回收的无机盐由对应于97wt%的NH₄H₂PO₄和3wt%的(NH₄)₂HPO₄的12.4wt%的N和26.8wt%的P构成。

实施例5

将用量经测量的无水液氨加入由80%磷酸三丁酯和20%庚醇构成的加载1.42M的H₃PO₄的溶剂中。作为氨添加量的函数的溶剂的pH和电导率（22℃）示于下表1中：

添加的氨	pH	电导率
			g NH₃/升溶剂		（mS/cm）
0	-0.40	1.18
			1	0.54	0.74
2.7	0.62	0.50
			5.7	0.70	0.23
8.9	0.78	0.14
			12	0.78	0.13
18.2	1.24	0.05
			21	3.32
23.3	4.9	0.02
			25	7.6	0.01

表1：作为实施例5的氨添加量的函数的溶剂的pH和电导率（22℃）。

实施例6

重复实施例5中所述的相同实验，唯一的区别在于使用由80体积%磷酸三丁酯和20体积%三辛基/癸基胺构成的有机溶剂。作为氨添加量的函数的溶剂的pH和电导率（22℃）示于下表2中：

添加的氨	pH	电导率
			g NH₃/升溶剂		（mS/cm）
0	-0.09	3.73
			1.0	0.12	2.98
3.0	0.55	2.76
			4.3	0.79	2.47
6.0	0.89	1.53
			7.3	1.27	1.47
9.0	2.29	1.24
			11.0	2.67	1.11
13.0	2.78
			15.3	4.62	0.56
24.6	7.10	0.03

表2：作为实施例6的氨添加量的函数的溶剂的pH和电导率（22℃）。

实施例7

将过量的气态无水氨加入由80体积%磷酸三丁酯和20体积%庚醇构成的加载1.42M的H₃PO₄的溶剂中。溶剂温度从22℃升高至78℃。

实施例8

重复实施例7中所述的相同实验，唯一的区别在于使用由80体积%磷酸三丁酯和20体积%三辛基/癸基胺构成的有机溶剂。溶剂温度从23℃升高至86℃。

实施例9

通过倾析将磷酸单铵晶体与由80%磷酸三丁酯和20%庚醇构成的溶剂分离。所分离的晶体进料至磷酸单铵饱和水溶液中。通过离心将晶体与该饱和水溶液分离并在90℃下干燥。初始附着至晶体的有机溶剂在水相上方形成分离相。经洗涤的磷酸单铵晶体的碳含量发现低于商品高纯度磷酸单铵盐的碳含量。在使用由80%磷酸三丁酯和20%三辛基/癸基胺构成的溶剂时得到类似的结果。

实施例10

将磷酸单铵晶体进料至磷酸二铵饱和水溶液中。此后，将该水溶液的pH通过添加气态无水氨调节至8.3的值。此后，结晶固体与该饱和水溶液分离并干燥。该固体发现基本由磷酸二铵构成。因此，磷酸单铵晶体可转化成磷酸二铵晶体。

上述实施方案应理解为本发明的几个示例性实施例。本领域技术人员将会理解可在不偏离本发明范围的情况下对实施方案进行各种修改、组合和变化。具体而言，不同实施方案中的不同部分的解决方案可在技术上可能的其它配置中组合。但是，本发明的范围由所附权利要求书限定。

Claims

1.一种用于生产磷酸铵的方法，包括以下步骤：

提供（210）含磷水不混溶液相（14）；

添加（212）无水氨（18）至所述含磷水不混溶液相（14）中；

从所述水不混溶液相（14）沉淀（214）磷酸单铵和磷酸二铵中的至少其一；

在所述添加（212）和沉淀（214）步骤期间，控制（216）所述水不混溶液相（15）的温度至预定温度区间；

从所述水不混溶液相（15）萃取（218）所述沉淀的磷酸单铵和磷酸二铵中的至少其一；

洗涤（220）所述萃取的沉淀的磷酸单铵和磷酸二铵中的至少其一的晶体；和

干燥（228）经洗涤的晶体，

其特征在于以下其它步骤：

分离（222）从所述晶体上洗涤出的残留净化剂（17）；

再利用（224）分离的残留净化剂（17）用于进一步吸附待再用于进一步萃取的磷；和

再利用（226）残留净化剂耗尽的洗涤液用于进一步洗涤所述晶体，

所述洗涤（220）步骤包括用磷酸铵饱和水溶液洗涤；和

所述分离（222）残留净化剂（17）的步骤包括所述净化剂与所述磷酸铵饱和水溶液的相分离。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于

所述洗涤步骤中所用的洗涤溶液由磷酸单铵或磷酸二铵的饱和水溶液构成用以分别生产磷酸单铵或磷酸二铵。

3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于

控制所述磷酸单铵饱和水溶液的pH为pH 2-6或控制所述磷酸二铵饱和水溶液的pH为pH 6-10，用以驱动化学反应以生产特定组成的磷酸单铵或磷酸二铵。

4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，所述控制所述磷酸单铵饱和水溶液的pH包括添加磷酸或氨，并且所述控制所述磷酸二铵饱和水溶液的pH包括添加氨。

5.根据权利要求1的方法，其特征在于

所述提供（210）含磷水不混溶液相（14）的步骤包括将磷从含磷水溶液吸附至对磷具有亲和力的液体净化剂中的步骤，由此加载有磷的净化剂形成所述含磷水不混溶液相（14）；和

其特征还在于，将所述萃取（218）步骤形成的再生的所述净化剂再用于进一步吸附磷的另一步骤。

6.根据权利要求1~5中任一项所述的方法，其特征在于所述添加（212）步骤包括监测所述水不混溶液相（14）的电导率并且响应于所述监测的电导率来控制添加的无水氨（18）的量。

7.根据权利要求1~5中任一项所述的方法，其特征在于所述添加（212）步骤包括监测所述水不混溶液相（14）的pH并且响应于所述监测的pH来控制添加的无水氨（18）的量。

8.根据权利要求1~5中任一项所述的方法，其特征在于所述温度控制（216）步骤包括在所述添加（212）和沉淀（214）步骤之前、期间和/或之后从所述水不混溶液相提取热。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于所述无水氨（18）为气态氨，并且其特征还在于利用从所述温度控制（216）步骤提取的至少部分所述热来加热以从液氨生产所述气态氨的另一步骤。

10.根据权利要求1~5中任一项所述的方法，其特征在于所述干燥（228）步骤使用从所述温度控制（216）步骤提取的至少部分热。

11.一种用于生产磷酸铵的设备（10），包括：

混合容积（20）；

所述混合容积（20）具有用于含磷水不混溶液相（14）的进口（22）；

所述混合容积（20）具有用于添加无水氨（18）至所述水不混溶液相（14）中的进口；

设置为与所述水不混溶液相（15）接触的热交换器（30）；

设置为用于操作所述热交换器（30）以将所述混合容积（20）中的所述水不混溶液相（14）保持在预定温度区间内的控制器（34）；和

设置为用于从所述混合容积（20）中移除沉淀的磷酸单铵和磷酸二铵中的至少其一的晶体的沉淀物移除器（40）；

洗涤器（52、52’），其连接至所述沉淀物移除器（40）并且设置为用于洗涤所述晶体；和

干燥器（54），其连接至所述洗涤器（52、52’）并且设置为用于干燥经洗涤的晶体，

其特征在于

分离器（60），其连接至所述洗涤器（52、52’）并且设置为用于分离从所述晶体洗涤出的残留水不混溶液相；

所述分离器（60）连接至萃取段（12）的用于磷耗尽的水不混溶液相的进口，用于再利用经分离的残留水不混溶液相用于在所述萃取段（12）中进一步吸附磷；

所述分离器（60）还设置为用于提供残留水不混溶液相耗尽的洗涤液（59）以再用于在所述洗涤器（52、52’）中洗涤晶体；

所述洗涤器（52）设置为用于利用磷酸铵饱和水溶液洗涤所述晶体；和

所述分离器（60）包括设置为用于分离所述水不混溶液相与所述磷酸铵饱和水溶液的相分离器（58）。

12.根据权利要求11所述的设备，其特征在于

用于洗涤所述晶体的所述磷酸铵饱和水溶液由磷酸单铵或磷酸二铵的饱和水溶液构成来分别生产磷酸单铵或磷酸二铵。

13.根据权利要求12所述的设备，其特征在于

所述洗涤器（52）设置为用于控制所述磷酸单铵和/或磷酸二铵的饱和水溶液的pH。

14.根据权利要求13所述的设备，其特征在于

所述控制所述磷酸单铵和/或磷酸二铵的饱和水溶液的pH包括添加磷酸或氨至所述磷酸单铵饱和水溶液中或添加氨至所述磷酸二铵饱和水溶液中。

15.根据权利要求11所述的设备，其特征在于

萃取段（12），其设置为用于将磷从含磷水溶液吸附至对磷具有亲和力的液体净化剂中；

所述萃取段（12）的用于加载有磷的净化剂的出口连接至所述混合容积的含磷水不混溶液相的所述进口（22），由此所述加载有磷的净化剂形成所述含磷水不混溶液相（14）；

所述萃取段（12）的用于磷耗尽的净化剂（16）的进口连接至所述混合容积（20）并且设置为用于再利用在所述混合容积（20）中通过所述沉淀物移除器（40）的操作形成的再生的所述净化剂用于在所述萃取段（12）中进一步吸附磷。

16.根据权利要求11~15中任一项所述的设备，其特征在于

用于监测所述水不混溶液相（14）的电导率的传感器（26）；和

连接至所述传感器（26）并设置为用于响应于所述监测的电导率来控制添加的无水氨（18）的量的添加控制单元（28）。

17.根据权利要求11~15中任一项所述的设备，其特征在于

用于监测所述水不混溶液相（14）的pH的传感器（26）；和

连接至所述传感器（26）并设置为用于响应于所述监测的pH来控制添加的无水氨（18）的量的添加控制单元（28）。

18.根据权利要求11~15中任一项所述的设备，其特征在于操作所述热交换器（30）用于从进入所述混合容积（20）的所述含磷水不混溶液相（14）、从所述混合容积（20）内的所述水不混溶液相和/或从离开所述混合容积（20）的磷耗尽的水不混溶液相中提取热。

19.根据权利要求18所述的设备，其特征在于

液氨源（19）；

加热器单元（23），其连接至所述液氨源（19）并且连接至或与所述热交换器（30）形成一体，所述加热器单元（23）设置为用于利用在所述热交换器（30）中提取的热的至少一部分来生产气态氨；

所述混合容积（20）的用于添加无水氨（18）的所述进口（24）被连接用于从所述液氨源（19）提取所述气态氨。

20.根据权利要求11~15中任一项所述的设备，其特征在于所述干燥器（54）连接至所述热交换器（30）并且设置为用于利用在所述热交换器（30）中提取的热的至少一部分来干燥所述经洗涤的晶体。