具体实施方式

下面结合附图和实施例，对本发明的具体实施方式作进一步详细描述。以下实施例用于说明本发明，但不用来限制本发明的范围。

本发明可用于贵金属铵盐：氯钌酸铵、氯钯酸铵、氯铂酸铵等的煅烧分解制备氯含量小于100ppm的Ru、Pd、Pt等贵金属粉末，本实施例以制备Ru为例进行说明，其余贵金属的制备方法相同，本例就不一一赘述。

如图1所示，本发明实施例优选实施例的一种氯化铵的回收利用装置，包括加热炉1、反应管2、设于所述反应管2内的煅烧器皿3、喷淋吸收塔4和循环水槽5，所述加热炉1为管式加热炉，加热温区有三个，分别对应煅烧时的三个阶段。所述煅烧器皿3可选择氧化铝、石英玻璃或普通陶瓷舟等。所述反应管2设于所述加热炉1的内部，所述反应管2的一端用于连接氮气，避免贵金属铵盐煅烧分解得到的贵金属粉末被氧化。所述反应管2的另一端与所述喷淋吸收塔4的进气口相连通，所述喷淋吸收塔4的底部设有排液口，所述喷淋吸收塔4的顶部设有排气口，所述喷淋吸收塔4的内部设有喷淋装置，所述排液口与所述循环水槽5的进料口相连通，所述喷淋装置与所述循环水槽5通过输液管6相连通，所述输液管6上设有出料管7。

基于上述技术特征的氯化铵的回收利用装置，通过设置喷淋吸收塔4连接反应管2，同时喷淋吸收塔4的排液口与循环水槽5的进料口相连通，喷淋装置与循环水槽5通过输液管6相连通，输液管6上设有出料管7，反应时将贵金属铵盐放置在反应管2内煅烧，产生的氨气和HCl气体反应生产的氯化铵在喷淋吸收塔4内经过喷淋形成氯化铵溶液，氯化铵溶液流入到循环水槽5内，当循环水槽5内的氯化铵的质量分数满足前述工序的需求时即可将循环水槽5内的氯化铵溶液经出料管7转移到前述工序的氯化铵浓液储存罐作为沉钌试剂进行使用，使得使整个钌粉精馏提纯工艺更加完善，也避免了资源浪费及环境污染。本发明结构简单，使用效果好，易于推广使用。

本实施例中，所述喷淋吸收塔4的内部设有填料层8，所述填料层8上均布有若干导气孔，所述填料层8的设定是为了增加水流与气体间的传质，使上升的气体与下降的水流充分混合，保证产生的氨气和HCl气体完全反应生产氯化铵。同时，由于从所述反应管2出来的气体温度较高，所述填料层8的材质选为石英或硼硅玻璃，保证设备的稳定性，同时避免氯化铵受污染，保证氯化铵的纯度。

本实施例中，所述输液管6上设有循环水泵9，且所述循环水泵9位于所述循环水槽5与所述出料管7之间，所述输液管6上设有第一阀门10，所述出料管7上设有第二阀门11。喷淋时所述第一阀门10开启，所述第二阀门11关闭，当所述循环水槽5内的氯化铵容易质量分数达到浓度要求后所述第一阀门10关闭，所述第二阀门11开启，将氯化铵溶液转移。转以后需要向所述循环水槽5内添加新水，所以所述循环水槽5上需要设置加水口。

本实施例中，为保证生产过程中产生的NH3、HCl气体等全部进入所述喷淋吸收塔4内，所述排气口设有排气管15，所述排气管15的另一端用于连接负压装置。在实际应用中，所述负压装置可以直接采用厂区尾气喷淋塔，既可确保所述喷淋吸收塔4内部是负压，也可以处理其余尾气，同时也不用添加其他的负压设备。不过，为使得所述喷淋吸收塔4处于正常运转状态，还需要选择合适的循环水泵9使得水的流量达到要求范围，若循环水流量过小，会造成气体吸收不充分；若循环水流量过大会则会导致所述喷淋装置内的压力增大，加大了循环水出口的破裂风险。优选地，所述循环水泵9的流量为5-8m³/h。

另外，如果所述喷淋吸收塔4的排气口风量过小，则塔内负压不足，无法保证产生的NH3、HCl气体等全部进入喷淋吸收塔4内，则增加了气体泄漏的风险；如果所述喷淋吸收塔4的排气口风量过大，塔内负压太大，循环水出口的部分水流会因为塔内负压被带入尾气吸收塔，导致吸收液的损失。较佳地，所述排气管15内的气体流量为110～130m3/h。采用以下计算公式：

Q＝3.14D²V/4

Q是风量，单位是m³/h；

D是喷淋吸收塔(4)内径，单位是m；

V是风速，m/s。

在实际应用中，可以先设定所述排气管15内的气体流量，在确定其他参数，确保设备良好运行。

请参阅附图2-3，本实施例中，所述反应管2上设有送气管12，所述送气管12的自由端穿过所述排气口伸入所述喷淋吸收塔4的内部，所述送气管12位于所述喷淋吸收塔4内的部分设有多组排气单元，每组所述排气单元设有多个排气孔，每组所述排气单元优选3-4个所述排气孔。在反应过程中，所述送气管12内也会有生成的NH4Cl晶体，而没有生成晶体的气体从所述排气孔流出，在所述喷淋吸收塔4内进行反应，同时，水流会沿所述排气孔流入所述送气管12溶解NH4Cl晶体，为方便水流快速排出，避免氯化铵晶体的富集导致出气口被堵塞，所述送气管12朝水平面倾斜设置，且其中心线与水平面之间的夹角a为5°～10°，如6°、8°等。另外，为保证最佳的使用效果，经测试得出，若所述喷淋吸收塔4的内径为D，则所述送气管12伸入所述喷淋吸收塔4内部的长度选为2/3～3/4D。同时，若所述送气管12的内径为d，所述排气孔的直径为d₁，d₁＝1/4～1/3d。

同时，为方便所述送气管12与所述喷淋吸收塔4连接，所述进气口设有套管13，所述送气管12插接在所述套管13内，所述套管13的内径为所述送气管12内径的1.5～2倍，所述套管13的中心线与水平面之间的夹角b为5～15°，如6°、8°、10°等，其具体设置角度需与所述送气管12的角度匹配。

本实施例中，所述喷淋吸收塔4的内径为D，所述喷淋装置为喷淋管14，所述喷淋管14的直径为d₂，d₂＝1/4～1/3D，同时，所述喷淋管14的长度为3/4～4/5D，可以达到最佳的喷淋效果。同时，为进一步保证喷淋质量，喷洒时需达到类似“喷淋”的状态，使下降的多股水流进入石英或玻璃所述填料层8中，与上升的NH3、HCl气体接触并吸收，所以，所述喷淋管14的上侧设有多组喷淋单元，优选3-4组。每组所述喷淋单元均包括多个喷淋孔，每组优选5-8个所述喷淋孔，所述喷淋孔的直径为1/10～1/8d₂。

为解决上述技术问题，本发明提供一种氯化铵的回收利用方法，包括以下步骤：

(1)将贵金属铵盐放置在反应管内的煅烧器皿3中进行煅烧。其中，为了避免短时间内贵金属铵盐大量分解产生太多NH4Cl，增加尾气吸收装置的处理负荷，升温程序由三阶段构成，每个阶段的目标温度和持续时间不尽相同，由所述加热炉的三个加热文区分别控制，具体地：

第一阶段，目标温度为300～400℃，保温时间2～4h，该阶段温度维持在贵金属铵盐刚开始发生分解反应的温度点，此阶段，贵金属铵盐分解速率小，单位时间产生的氨气和HCl数量较少，以便后端喷淋塔的吸收处理；

第二阶段，目标温度为500～600℃，保温时间4～8h，该阶段贵金属铵盐分解速率大幅增加，经过该阶段煅烧，贵金属铵盐基本变为钌粉，此阶段Ru粉中的Cl-离子含量降到1000ppm左右。具体操作时，当发现所述喷淋吸收塔4内的白色烟雾变少时开始此步操作。

第三阶段，目标温度900～1000℃，保温时间4～8h，该阶段主要是为了深度脱出煅烧产物Ru粉内部的Cl-，使得Cl-浓度降到100ppm以下。此步是在当发现所述喷淋吸收塔4内的白色烟雾基本消失时进行。

(2)开启第一阀门10，关闭第二阀门11；

(3)启动循环水泵9及负压装置；

(4)取样检测循环水槽5内氯化铵的质量分数；

(5)当循环水槽5内氯化铵的质量分数达到20～30％时，关闭第一阀门，打开第二阀门，将循环水槽5内的氯化铵溶液转移；

(6)向循环水槽5内补充新水。

下面以一个具体实施例对本发明的效果进行说明。

实施例一

所述反应管2为石英玻璃材质，所述反应管2的内径为200mm，所述送气管12的倾角为5°，内径为50mm，所述送气管12伸入所述喷淋吸收塔4内部的长度为喷淋吸收塔4直径的2/3，所述送气管12的上端设有一组小孔，小孔的孔径为所述送气管内径的1/3，数量为每组4个。盛装贵金属铵盐的煅烧器皿3为石英玻璃或99％的氧化铝坩埚。

所述喷淋吸收塔4是硼硅玻璃制品，所述喷淋吸收塔4的内径为200mm。所述喷淋装置为一个硼硅玻璃管，其内径为喷淋吸收塔4内径的1/4，即50mm，其长度为喷淋吸收塔4内径的3/4，150mm；所述喷淋管的上侧有4组喷淋孔，喷淋孔的孔径为喷淋管内径的1/10，每组所述喷淋孔数量为8个。套管13的内径是送气管12内径的1.5倍，其倾角为5°。

打开与所述喷淋吸收塔4顶部相连接的尾气喷淋塔，使得所述喷淋吸收塔4的风量达为110m³/h，循环水泵为耐腐蚀离心泵(昆山国宝GS25-1/2)，循环吸收液流量为6m³/h。

贵金属铵盐选用氯钌酸铵，取三个石英材质的煅烧器皿3，每个煅烧器皿3内装入1kg氯钌酸铵，再将煅烧器皿3装入反应管2中，3个煅烧器皿3尽可能放在反应管2的中心部位。开启煅烧程序，将氯钌酸铵煅烧为钌粉，具体的煅烧程序见下：

第一阶段目标温度为400℃，保温时间4h；第二阶段煅烧目标温度为600℃，保温时间8h，该阶段贵金属铵盐分解速率大幅增加，经过该阶段煅烧，贵金属铵盐基本变为钌粉，GDMS测试煅烧后钌粉含945ppm Cl；第三阶段目标温度900℃，保温时间8h，该阶段主要是为了深度脱出煅烧产物Ru粉内部的Cl，GDMS测试煅烧后Ru粉含83ppm的Cl。三段煅烧后的共获得0.85kg钌粉。

以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明技术原理的前提下，还可以做出若干改进和替换，这些改进和替换也应视为本发明的保护范围。