、回收利用了废酸中的草酸、回收酸、金属草酸盐、水等所有有用成分，回收酸浓 度高草酸含量低。最大限度地实现了废酸的资源化利用，实现了零排放，是一种绿色环保技 术方案。
[0043] 2、与目前工业上采用的中和法及蒸馏法现有技术相比，本发明消除了中和法带来 的化工原料消耗及产生的废液、废渣及C0D等污染物;而相对于蒸馏法，又大幅降低了能源 消耗，杜绝了设备腐蚀现象。
[0044] 3、本发明工艺与设备配套，工艺过程平稳，操作方便，生产设备简单，处理能力大， 适于工业化连续生产。
[0045] 4、回收酸等各回收物的质量及其制备的产品符合相应生产的需要，回收物均可返 回产生使用，节约了水、能源及化工原料。
[0046] 5、萃取剂损失少，原材料容易取得，回收成本低，降低了废酸处理成本。
[0047] 6、萃取及反萃过程无第三相。即虽然在反萃过程中产生的细颗粒草酸盐不溶物与 有机相、水相共同存在，但不出现难以分相的第三相现象，三者顺利分相。
[0048] 7、无需过滤或等待废酸澄清可直接处理;充分利用草酸沉淀后较高的废酸温度， 防止草酸析出堵塞管道并有利于分相及降低空白有机相中残余草酸含量;减少储存等设备 和场地。
[0049] 8、本发明反萃槽在不改变反萃槽工况的前提下可将不溶物清除干净，避免了不溶 物瘀塞澄清室而破坏反萃槽工况的缺陷；
[0050] 9、本发明反萃槽制作及使用方便，可以用现有旧萃取槽改装。
[0051] 10、本发明反萃槽可以抽取混合室、澄清室中的第三相。
[0052]以稀土生产副产废酸为例，在混合稀土氧化物开采、稀土分离工序中每开采或分 离1吨稀土元素（以RE0计，下同）各需要消耗草酸（以二水草酸计，下同）约1.3吨；产生废酸 各约10吨。以废酸中含草酸25g/L、盐酸2.0111〇1/1、1^00.28/1计，全国每年生产1?0按15万吨 计，每生产1吨稀土氧化物本发明可回收约0.35吨的草酸，我国稀土行业每年可节约草酸 2.6万吨、回收24.7万吨盐酸（按市售31 %盐酸计)和稀土元素210吨，节省中和所用Ca(OH) 227.7万吨；同时还减少了相应产生的中和渣等废渣，对环境的影响降致最低，对环境的保 护起到重要的作用;可以产生数亿元的直接经济效益。
[0053] 本发明全部回收利用了废酸中的物质和热量，废水的排放量为零，改变了稀土生 产现状。所以本发明在我国稀土开采及分离方面每年可节省约300万吨的水资源。
【附图说明】
[0054] 图1是本发明工艺流程简图。
[0055]图2是实施例8示意图。
[0056]图3是实施例4示意图。
[0057]图4是实施例1、2示意图。
[0058]图5是实施例6、7示意图。
[0059]图6是实施例5示意图。
[0060]图7是实施例10示意图。
【具体实施方式】
[0061] 实施例一
[0062] 参见图1、图4。
[0063] 废盐酸：其中 C]_= 1 · 14g/L，Ch+ = 1 · lmo 1/L，Creci = 0 · 2g/L〇
[0064] 空白有机相:TBP/(磺化煤油+TBP) = 10% (体积比）。
[0065] 氯化镨和氯化钕混合溶液(反液）：稀土浓度CRE3+ = 0.5mol/L。
[0066] 萃取线共15级，依次为回收酸I捕捞槽3级、萃取槽5级、沉淀反萃槽4级和回收酸Π 捕捞槽3级。
[0067] 所述沉淀反萃槽如图4所示，用旧萃取槽改装，包括澄清室1、搅拌桨2和混合室3， 所述搅拌桨2位于混合室3中。其中所述澄清室1具有平底18,还有进口 13、过滤器15、栗16和 出口 17，所述出口 17密封固定于澄清室1侧壁的底部，所述进口 13密封固定于出口 17之上， 自出口 17至进口 13之间通过管道连接有栗16、过滤器15、阀门12。在过滤器15与阀门12之间 还有阀门11。
[0068] 所述结构捕捞槽与萃取槽相同，内部装有煤油、磺化煤油等从水相中回收有机相 的溶剂。
[0069]萃取分离时，空白有机相以16.6L/min自萃取线第4级进入，废酸（约40°C)在滤除 稀土草酸盐后以82.5L/min直接进入萃取线第8级，经逆流萃取，得到负载草酸的有机相和 萃余液，此萃余液再经煤油捕捞(3级捕捞槽中进行）后成为回收酸I，浓缩后返回酸溶系统 使用。废酸中所含稀土元素随回收酸I返回酸溶系统而被回收。负载草酸的有机相在反萃槽 中（萃取线第9-12级)与第12级进入的流量为lL/min的反液进行逆流连续沉淀反萃。反液与 负载有机相在各反萃槽的混合室3中经搅拌桨2搅拌混合后产生的不溶物与有机相、水相一 同进入澄清室1分相。水相密度较大，位于下层，有机相密度小，浮于上层而分相；第13级分 相后的有机相为空白有机相。不溶物的密度较水相更大，逐渐沉降至澄清室1底部。在栗16 抽取水流的带动下，不溶物连同水相经出口 17-起被送至过滤器15分离。分离后不溶物留 在过滤器15中，水相通过阀门11、12的控制返回澄清室1和/或送至前一级反萃槽。萃取线第 9级引出的滤液经3级煤油捕捞后成为回收酸Π 。回收酸Π 返回酸溶系统使用。回收酸Π 中 所含少量稀土元素随回收酸Π 返回酸溶系统而被回收。
[0070] 本实施例所述沉淀反萃槽在工作时，将不溶物自澄清室1移出，避免了不溶物瘀塞 澄清室而破坏反萃槽工况的缺陷。不溶物不会存积在混合室3及澄清室1内。萃取及反萃生 产得以正常进行。
[0071] 回收酸检验数据见表1:
[0072] 表 1
[0073]
[0074] 捕捞槽年约回收萃取剂总量的5%，萃取剂基本无损耗。萃取及反萃过程无第三 相。
[0075] 采用多级萃取可以提高有机相对草酸的萃取率;采用多级反萃可以降低空白有机 相中的残余草酸含量。
[0076] 因回收酸Π 返回利用，回收酸Π 中溶解的稀土元素随回收酸Π 返回利用。在回收 酸Π 中适当保留少量稀土元素可以减少反萃级数，降低固定资产投资及生产成本。
[0077] 废酸的温度较高时可以防止草酸析出堵塞管道，并可以提高萃取及反萃时的温 度，有利于分相及降低空白有机相中残余草酸含量(在气温较低的季节尤为明显），直接利 用分离草酸盐后的废酸还可以减少储存设备澄清设备和场地。
[0078] 所得不溶物经灼烧后得镨钕氧化物产品，各杂质含量(以wt%计，下同）见表2:
[0079] 表 2 Γηηοη?
L〇〇81 J 处理1π^废盐酸回收旱酸约1.1 kg，回收盐酸（折31 % )约127kg(包括回收酸Π )，減 少废水lm3，减少C0D(该废酸C0D按0.2kg/m3计)0.2kg。回收酸I、回收酸Π 中稀土元素随回收 酸I、回收酸Π 返回生产系统。
[0082] 综上所述，本发明回收利用了废酸中所有物料，杜绝了废弃物。回收草酸制备的镨 钕氧化物符合行业标准GBT 5240-2006的要求。
[0083] 实施例二
[0084] 参见图1、图4。
[0085] 废盐酸:C_|= 29 · 8g/L，Ch+ = 2 · 9mol/L，C_ = 0 · 19g/L;空白有机相为 TBP: P350:磺 化煤油=2:1:7 (体积比）；氯化钕溶液(反液）：CRE3+ = 2. Omo 1 /L。
[0086] 萃取线由捕捞槽、萃取槽和沉淀反萃槽等组成;其中萃取槽8级，沉淀反萃槽7级， 捕捞槽3级。所述捕捞槽同萃取槽。
[0087] 沉淀反萃槽，包括澄清室1、搅拌桨2和混合室3,所述澄清室1与混合室3有共用的 立板5，所述搅拌桨2位于混合室3中。其中所述澄清室1具有平底18，还有进口 13、挡板14、过 滤器15、栗16和出口 17,所述出口 17密封固定于澄清室1侧壁的底部，所述进口 13密封固定 于出口 17之上，自出口 17至进口 13之间通过管道依次连接有栗16、过滤器15。所述立板5顶 端开有供混合室3中物料进入澄清室1的溢流口。所述挡板14呈矩形，水平地挡在进口 13上 方，挡板14的一条边与澄清室1壁之间开有供水相及还溶物通过的开口 19，另三条边密封固 定于澄清室1壁的下部。
[0088]萃取分离时，空白有机相以73.9L/min自萃取线第4级进入，废酸（约35°C)在滤除 稀土草酸盐后以53.4L/min直接进入萃取线第11级，经逆流萃取，得到负载草酸的有机相和 萃余液，此萃余液再经3级煤油捕捞成为回收酸I，返回酸溶系统使用（必要时浓缩）。废酸中 所含稀土元素随回收酸I返回酸溶系统而被回收。负载草酸的有机相在反萃槽(萃取线第 12-18级）中与第16级进入的流量为4.2L/min的氯化钕溶液进行逆流连续沉淀反萃。反液与 负载有机相在各反萃槽的混合室3中经搅拌桨2搅拌混合后产生的不溶物与有机相、水相一 同进入澄清室1分相。不溶物沿开口 19落到挡板14下方，被栗16连同水相一起被送至过滤器 15分离。分离后不溶物留在过滤器15中，水相返回澄清室1。挡板14阻挡了返回澄清室1的水 相对挡板上方液体的扰动。挡板14上方的有机相及水相不受返回澄清室1水相的影响。第 11级引出的水相成为回收酸Π ，返回酸溶系统回收使用。回收酸检验数据见表3。不溶物灼 烧成氧化钕，杂质含量详见表4。
[0089] 处理lm3废盐酸回收草酸约29.7kg，回收盐酸（折31%)约338kg(包括回收酸Π )， 减少废水lm3。萃取剂基本无损耗。萃取及反萃过程无第三相。
[0090] 综上所述，本发明回