一种提高三脂肪胺淋萃提铀流程效益的方法
阅读说明：本技术 一种提高三脂肪胺淋萃提铀流程效益的方法 (Method for improving flow benefit of uranium extraction by triple-fatty amine leaching ) 是由 周志全 曹令华 任燕 牛玉清 张永明 赵凤岐 舒祖骏 曹笑豪 叶开凯 于 2020-09-07 设计创作，主要内容包括：本发明属于铀矿水冶技术领域,具体涉及一种提高三脂肪胺淋萃提铀流程效益的方法,通过工艺溶液循环方法和参数控制方法,提高了三脂肪胺淋萃提铀流程中有机相中铀浓度,降低了硫酸和氨的消耗量,减少了硫酸铵的排放量。通过本方法,可以降低三脂肪胺淋萃提铀流程硫酸消耗量、氨消耗量以及硫酸铵的产生量,提高经济性,并程达到减排效果。(The invention belongs to the technical field of uranium hydrometallurgy of uranium ores, and particularly relates to a method for improving benefits of a process of uranium leaching extraction by using tri-aliphatic amine. By the method, the sulfuric acid consumption, the ammonia consumption and the ammonium sulfate generation amount in the uranium leaching process of the tri-aliphatic amine can be reduced, the economy is improved, and the emission reduction effect is achieved.)
技术领域
本发明属于铀矿水冶技术领域，具体涉及一种提高三脂肪胺淋萃提铀流程效益的方法。
背景技术
离子交换和溶剂萃取法是从铀的浸出溶液中提取铀的主要方法，二者各有适用特点。其中一点，离子交换法更适合较低铀浓度的体系，而溶剂萃取法更适合较高铀浓度的体系。对于较低铀浓度的浸出液，可以采用离子交换吸附-淋洗-溶剂萃取法，即淋萃流程，从较低铀浓度体系中离子交换吸附铀，得到较高浓度的淋洗合格液，再进行溶剂萃取。该法一方面符合离子交换和溶剂萃取对高低铀浓度的适应特点，另一方面解决了单一离子交换后溶液体系由钠体系向铵体系的转变问题，通过溶剂萃取后制备铀的铵盐进而制备铀的氧化物。
淋萃流程，一般采用高浓度硫酸淋洗负载树脂得到淋洗合格液，再对淋洗合格液中的铀进行萃取，然后反萃取得到反萃取液，进而制备铀产品。萃取剂一般采用酸性阳离子萃取剂，如D2EHPA，也可以采用氢离子缔和型弱碱性三脂肪胺萃取剂，如N235。
负载铀的三脂肪胺有机相可以采用碳酸钠反萃取、碳酸铵反萃取、也可以采用硫酸铵反萃取。相对其他反萃取而言，硫酸铵反萃取成本较低，利于制备铀的铵盐产品，是目前的主要反萃取方法，该法即采用多级逆流过程以硫酸铵和氨水为反萃取剂，在合适pH条件下，通过氨与有机相中的硫酸反应生成硫酸铵，实现有机相的去质子化过程使其失去萃取能力，达到铀的反萃取目的。
三脂肪胺萃取剂的优点是对铀的选择性好，而三脂肪胺萃取剂的缺点(1)是其萃取容量受酸度的影响严重，高浓度硫酸条件下，其萃取容量较低。缺点(2)是它萃取铀的时候还会萃取大量的硫酸，再反萃取的时候与氨水发生酸碱反应，生成硫酸铵而需要处置。铀浓度低、硫酸消耗大、氨消耗大、硫酸铵生成量大且需要处置的问题是目前三脂肪胺淋萃流程存在的问题，本发明即针对解决或者改善这一问题，提高经济效益。
发明内容
针对以上不足，本发明的主要目的是提供一种提高三脂肪胺淋萃提铀流程效益的方法，可以降低三脂肪胺淋萃提铀流程硫酸消耗量、氨消耗量以及硫酸铵的产生量，提高经济性，并程达到减排效果。
本发明的技术方案如下：
一种提高三脂肪胺淋萃提铀流程效益的方法，步骤1，采用硫酸对破磨的矿石进行浸出，设酸耗量为Q，单位为kg/t矿，原地浸出取单位为kg/kg铀,浸出液铀浓度为C1，单位为g/L、硫酸浓度为CH1，单位为g/L，1t矿，或者原地浸出浸出液中1kg铀，时浸出液体积为V1，单位为L；
步骤2，采用强碱性树脂对浸出液进行吸附，得到饱和树脂，吸附尾液的体积为V2，单位为L，再采用高浓度硫酸进行淋洗，硫酸浓度为CHF3，单位为g/L，CHF3≥80g/L；得到淋洗合格液，合格液铀浓度为C3，单位为g/L、硫酸浓度为CH2，单位为g/L,浸出液体积为V2，单位为L；
步骤3，将体积为V2-2，单位为L，吸附尾液与淋洗合格液体积混合，对萃原液进行调整，调整后的萃原液铀浓度为铀浓度为C4，单位为g/L、硫酸浓度为CH4，单位为g/L,浸出液体积为V4，单位为L，吸附尾液将淋洗合格液中铀浓度稀释，稀释倍数为DR；
稀释倍数DR＝V4/V3＝(V2-2+V3)/V3＝V2-2/V3+1；
步骤4，采用三脂肪胺对调整后的萃原液进行多级逆流萃取，得到饱和有机相，铀浓度为CO，单位为g/L、硫酸浓度为CHO，单位为g/L,负载有机相体积为VO，单位为L，去反萃取；
步骤5，多级逆流萃取的萃余液铀浓度为C5,单位为g/L、硫酸浓度为CH5，单位为g/L,浸出液体积为V5，单位为L，其中V5-1，单位为L，返回淋洗剂配制，V5-2，单位为L，返回浸出剂配制；
步骤6，反萃取剂的配制需要满足条件如下，配制过程补加硫酸使硫酸浓度达到CHF1；V5-2需要满足V2-2≤V5-2的条件；
步骤7，负载有机相采用多级逆流反萃取，反萃剂为硫酸铵和氨，控制各级pH为3.8～5，得到反萃取液；
步骤8，反萃取液加入氨沉淀ADU，固液分离后得到产品ADU和母液，母液中含有硫酸铵，母液中体积为V7，单位为L,其中V7-1，单位为L，作为反萃取剂返回反，V7-2，单位为L，作为废液排放处置；
步骤9，当CH5×V5≥1000Q时，
应满足：
或者
其中ζ取1～1.2；
其中CH5 *为DR＝1时，即V2-2＝0或者V2-B＝0时的CH5；
步骤10，当CH5×V5＜1000Q时，
应满足：
所述步骤1中，采用硫酸对破磨的矿石进行原地浸出。
所述步骤3中，DR在1.2～4。
所述步骤3中，控制DR>1。
所述步骤3中，V2-2>0。
所述步骤3中，通过公共水池配水，实现水平衡以及DR>1。
所述步骤9，ζ取1.08。
本发明的有益效果在于：
(1)该流程采用DR>1时，尽管淋洗合格液中掺杂了其他溶液，但由于三脂肪铵选择性好，其产品质量不会比DR＝1时明显降低，仍然可以得到品质相当的ADU产品。
(2)DR增加(DR≥1)后，萃取有机相中铀浓度显著增加，酸浓度有所降低。有机相处理量减少，反萃取设备的生产压力降低。
(3)DR>1并选取合适参数时，硫酸消耗比DR＝1时少1～7t/t铀，氨(以100％NH3计)消耗量比DR＝1时少1～5t/t铀,产生废硫酸铵的量比DR＝1时少2～10t/t铀。效益显著，具体数据根据体系参数变化。
(4)采用DR>1的参数流程时，与DR＝1相比的改造、运行成本没有明显增加。
附图说明
图1为本发明所述的一种提高三脂肪胺淋萃提铀流程效益的方法流程图1。
图2为本发明所述的一种提高三脂肪胺淋萃提铀流程效益的方法流程图2。
图中：C数字表示铀浓度，CH数字表示硫酸浓度，V数字表示体积，CO表示有机相中铀浓度，CHO表示有机相中硫酸浓度，VO表示有机相体积。
具体实施方式
下面结合附图及具体实施例对本发明作进一步详细说明。
实施例1：
一种提高三脂肪胺淋萃提铀流程效益的方法，步骤1，采用硫酸对破磨的矿石进行浸出，设酸耗量为Q，单位为kg/t矿，原地浸出取单位为kg/kg铀,浸出液铀浓度为C1，单位为g/L、硫酸浓度为CH1，单位为g/L，1t矿，或者原地浸出浸出液中1kg铀，时浸出液体积为V1，单位为L；
步骤2，采用强碱性树脂对浸出液进行吸附，得到饱和树脂，吸附尾液的体积为V2，单位为L，再采用高浓度硫酸进行淋洗，硫酸浓度为CHF3，单位为g/L，CHF3≥80g/L；得到淋洗合格液，合格液铀浓度为C3，单位为g/L、硫酸浓度为CH2，单位为g/L,浸出液体积为V2，单位为L；
步骤3，将体积为V2-2，单位为L，吸附尾液与淋洗合格液体积混合，对萃原液进行调整，调整后的萃原液铀浓度为铀浓度为C4，单位为g/L、硫酸浓度为CH4，单位为g/L,浸出液体积为V4，单位为L，吸附尾液将淋洗合格液中铀浓度稀释，稀释倍数为DR；
稀释倍数DR＝V4/V3＝(V2-2+V3)/V3＝V2-2/V3+1；
步骤4，采用三脂肪胺对调整后的萃原液进行多级逆流萃取，得到饱和有机相，铀浓度为CO，单位为g/L、硫酸浓度为CHO，单位为g/L,负载有机相体积为VO，单位为L，去反萃取；
步骤5，多级逆流萃取的萃余液铀浓度为C5,单位为g/L、硫酸浓度为CH5，单位为g/L,浸出液体积为V5，单位为L，其中V5-1，单位为L，返回淋洗剂配制，V5-2，单位为L，返回浸出剂配制；
步骤6，反萃取剂的配制需要满足条件如下，配制过程补加硫酸使硫酸浓度达到CHF1；V5-2需要满足V2-2≤V5-2的条件；
步骤7，负载有机相采用多级逆流反萃取，反萃剂为硫酸铵和氨，控制各级pH为3.8～5，得到反萃取液；
步骤8，反萃取液加入氨沉淀ADU，固液分离后得到产品ADU和母液，母液中含有硫酸铵，母液中体积为V7，单位为L,其中V7-1，单位为L，作为反萃取剂返回反，V7-2，单位为L，作为废液排放处置；
步骤9，当CH5×V5≥1000Q时，
应满足：
或者
其中ζ取1～1.2；
其中CH5 *为DR＝1时，即V2-2＝0或者V2-B＝0时的CH5；
步骤10，当CH5×V5＜1000Q时，
应满足：
所述步骤1中，采用硫酸对破磨的矿石进行原地浸出。
所述步骤3中，DR在1.2～4。
所述步骤3中，控制DR>1。
所述步骤3中，V2-2>0。
所述步骤3中，通过公共水池配水，实现水平衡以及DR>1。
所述步骤9，ζ取1.08。
实例2：
某铀矿石铀品位为0.117％，采用常规硫酸搅拌浸出。酸耗为30kg/t矿。浸出液固比为2L/kg。采用201×7对浸出液的铀进行吸附，得到饱和树脂50mg/ml。采用100g/L的硫酸对饱和树脂进行淋洗，淋洗液体积为25BV,淋洗合格液铀浓度为2.02g/L、硫酸浓度99.2g/L。
当采用DR＝1时，采用N235有机相对淋洗合格液萃取，得到饱有铀浓度1.95g/L，萃余54.3％返回浸出(体积占浸出剂的13.8％，萃取返回硫酸为25kg/t矿)，45.7％返回淋洗剂配制(体积占淋洗剂的45.7％，硫酸占淋洗剂的41.6％)。采用氨水和硫酸铵对饱和有机相进行反萃取，得到反萃取液铀浓度5.85g/L，加氨沉淀ADU,母液返回反萃取配制，部分母液处理排放，硫酸铵排放量为6.2t/t铀。
当采用DR＝2时，用吸附尾液稀释淋洗合格液，采用N235有机相对淋洗合格液萃取，得到饱有铀浓度3g/L，萃余51.6％返回浸出(体积占浸出剂的26.5％，萃取返回硫酸为25kg/t矿)，48.4％返回淋洗剂配制(体积占淋洗剂的96.8％，硫酸占浸出剂的45.7％)。采用氨水和硫酸铵对饱和有机相进行反萃取，的得到反萃取液铀浓度6g/L，加氨沉淀，制得品质相同的ADU,母液返回反萃取配制，部分母液处理排放，硫酸铵排放量为3.85t/t铀。DR＝2比DR＝1时节约硫酸1.76t/t铀、节约氨(以100％NH3计)1.22t/t铀，少排放硫酸铵2.37t/t铀，减排率为38％。
实例3：
某铀矿石铀品位为0.117％，采用常规硫酸搅拌浸出。酸耗为30kg/t矿。浸出液固比为2L/kg。采用201×7对浸出液的铀进行吸附，得到饱和树脂50mg/ml。采用100g/L的硫酸对饱和树脂进行淋洗，淋洗液体积为25BV,淋洗合格液铀浓度为2.04g/L、硫酸浓度99.2g/L。
当采用DR＝1时，采用N235有机相对淋洗合格液萃取，得到饱有铀浓度1.95g/L，萃余21.9％返回浸出(体积占浸出剂的5.5％，萃取返回硫酸为10kg/t矿)，78.1％返回淋洗剂配制(体积占淋洗剂的78.1％，硫酸占浸出剂的70.9％)。采用氨水和硫酸铵对饱和有机相进行反萃取，得到反萃取液铀浓度5.85g/L，加氨沉淀ADU,母液返回反萃取配制，部分母液处理排放，硫酸铵排放量为6.2t/t铀。
当ζ取值为1.08时，计算DR最大值为2.53，取DR＝2.53。用公共水池水稀释淋洗合格液，采用N235有机相对淋洗合格液萃取，得到饱有铀浓度3.5g/L，萃余60.5％返回浸出(体积占浸出剂的39.8％，萃取返回硫酸为30kg/t矿)，39.5％返回淋洗剂配制(体积占淋洗剂的99.9％，硫酸占淋洗剂的37.7％)。采用氨水和硫酸铵对饱和有机相进行反萃取，的得到反萃取液铀浓度6.3g/L，加氨沉淀，制得品质相同的ADU,母液返回反萃取配制，部分母液处理排放，硫酸铵排放量为3.22t/t铀。DR＝2.53比DR＝1时节约硫酸2.23t/t铀、节约氨(以100％NH3计)1.54t/t铀，少排放硫酸铵3.00t/t铀，减排率为48％。
实例4：
某铀矿石铀品位为0.117％，采用硫酸堆浸浸出。酸耗为30kg/t矿。浸出液固比为2L/kg。采用201×7对浸出液的铀进行吸附，得到饱和树脂50mg/ml。采用100g/L的硫酸对饱和树脂进行淋洗，淋洗液体积为5BV,淋洗合格液铀浓度为5.05g/L、硫酸浓度97.94g/L。
当采用DR＝1时，采用N235有机相对淋洗合格液萃取，得到饱有铀浓度1.95g/L，萃余6.06％返回浸出(体积占浸出剂的0.6％，萃取返回硫酸为1kg/t矿)，93.9％返回淋洗剂配制(体积占淋洗剂的93.9％，硫酸占浸出剂的77.5％)。采用氨水和硫酸铵对饱和有机相进行反萃取，得到反萃取液铀浓度7g/L，加氨沉淀ADU,母液返回反萃取配制，部分母液处理排放，硫酸铵排放量为4.72t/t铀。
当ζ取值为1.08时，计算DR最大值为11，取DR＝9。用公共水池水稀释淋洗合格液，采用N235有机相对淋洗合格液萃取，得到饱有铀浓度3.6g/L，萃余97.1％返回浸出(体积占浸出剂的95.8％，萃取返回硫酸为19kg/t矿)，2.9％返回淋洗剂配制(体积占淋洗剂的26.0％，硫酸占淋洗剂的2.6％)。采用氨水和硫酸铵对饱和有机相进行反萃取，的得到反萃取液铀浓度6.48g/L，加氨沉淀，制得品质相同的ADU,母液返回反萃取配制，部分母液处理排放，硫酸铵排放量为3.11t/t铀。DR＝9比DR＝1时节约硫酸1.20t/t铀、节约氨(以100％NH3计)0.83t/t铀，少排放硫酸铵1.61t/t铀，减排率为34％。
实例5：
某硫酸酸法原地浸出。酸耗为80t/t铀。浸出液铀浓度为0.02g/L。采用201×7对浸出液的铀进行吸附，得到饱和树脂10mg/ml。采用103g/L的硫酸对饱和树脂进行淋洗，淋洗液体积为10BV,淋洗合格液铀浓度为1.04g/L、硫酸浓度102g/L。
当采用DR＝1时，采用N235有机相对淋洗合格液萃取，得到饱有铀浓度1.45g/L，萃余10.3％返回浸出(体积占浸出剂的0.2％，硫酸占浸出剂的12.5％)，89.7％返回淋洗剂配制(体积占淋洗剂的89.7％，硫酸占淋洗剂的84.2％)。采用氨水和硫酸铵对饱和有机相进行反萃取，得到反萃取液铀浓度4.35g/L，加氨沉淀ADU,母液返回反萃取配制，部分母液处理排放，硫酸铵排放量为8.55t/t铀。
当ζ取值为1.08时，计算DR最大值为50.74，取DR＝2。用吸附尾液稀释淋洗合格液，采用N235有机相对淋洗合格液萃取，得到饱有铀浓度2.05g/L，萃余57.2％返回浸出(体积占浸出剂的2.4％，硫酸占浸出剂的75％)，42.8％返回淋洗剂配制(体积占淋洗剂的85.6％，硫酸占淋洗剂的41.1％)。采用氨水和硫酸铵对饱和有机相进行反萃取，的得到反萃取液铀浓度6.15g/L，加氨沉淀，制得品质相同的ADU,母液返回反萃取配制，部分母液处理排放，硫酸铵排放量为5.88t/t铀。DR＝2比DR＝1时节约硫酸1.97t/t铀、节约氨(以100％NH3计)1.38t/t铀，少排放硫酸铵2.66t/t铀，减排率为31％。
实例6：
某硫酸酸法原地浸出。酸耗为80t/t铀。浸出液铀浓度为0.02g/L。采用201×7对浸出液的铀进行吸附，得到饱和树脂10mg/ml。采用123g/L的硫酸对饱和树脂进行淋洗，淋洗液体积为10BV,淋洗合格液铀浓度为1.05g/L、硫酸浓度122.6g/L。
当采用DR＝1时，采用N235有机相对淋洗合格液萃取，得到饱有铀浓度0.95g/L，萃余8.8％返回浸出(体积占浸出剂的0.18％，硫酸占浸出剂的12.5％)，91.2％返回淋洗剂配制(体积占淋洗剂的91.2％，硫酸占淋洗剂的83.9％)。采用氨水和硫酸铵对饱和有机相进行反萃取，得到反萃取液铀浓度5.7g/L，加氨沉淀ADU,母液返回反萃取配制，部分母液处理排放，硫酸铵排放量为13.3t/t铀。
当ζ取值为1.08时，计算DR最大值为50.78，取DR＝2.5。用吸附尾液稀释淋洗合格液，采用N235有机相对淋洗合格液萃取，得到饱有铀浓度2.83g/L，萃余61.5％返回浸出(体积占浸出剂的3.3％，硫酸占浸出剂的100％)，38.5％返回淋洗剂配制(体积占淋洗剂的96.3％，硫酸占淋洗剂的37.6％)。采用氨水和硫酸铵对饱和有机相进行反萃取，的得到反萃取液铀浓度5.66g/L，加氨沉淀，制得品质相同的ADU,母液返回反萃取配制，部分母液处理排放，硫酸铵排放量为4.10t/t铀。DR＝2.5比DR＝1时节约硫酸6.85t/t铀、节约氨(以100％NH3计)4.76t/t铀，少排放硫酸铵9.23t/t铀，减排率为69％。
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