现在，对硫基复合肥的氨化生产技术进行研究，开发并应用到实际中的技术很多， 按照所得产品的不同，主要可分为硫酸钾铵生产技术、喷浆造粒硫基复合肥生产技术， 氨化造粒硫基肥生产技术。
硫酸钾铵属于硫基复合肥种类中的氮钾肥，对此方面的研究应用较少。已有的硫酸 钾铵生产技术中，采用了对硫酸氢钾(KHSO4)液经中和槽进行的氨气氨化，对硫酸钾 铵(KNH4SO4)结晶液进行的离心机离心分离等主要技术；目前该技术亟待解决的问题 相当多，主要表现在该技术加水量大，如加水量小无法结晶分离，导致动力消耗高，固 液的离心分离较困难，离心后的固体不易烘干等几个方面。其主要生产过程为，用过量 硫酸与氯化钾在反应槽中于110-130℃反应，生成硫酸氢钾液(KHSO4)，其中含有硫酸 氢钾(KHSO4)及过量硫酸，此反应生成液高于90℃时为液体，低于90℃时为固体；为 了使该液体在加工过程中不至于凝固，同时能够满足离心分离的需要，在稀释槽中加入 水份，加水量为硫酸氢钾液(KHSO4)总量的40-60％(质量比)；加水稀释后在中和槽 中通入氨气中和，中和后生成硫酸钾铵，其中含有硫酸钾铵(KNH4SO4)共结晶体及少 量硫酸铵(NH4)2SO4，中和不好时还生成硫酸氢铵(NH4HSO4)；中和后的硫酸钾铵固 液混合物在结晶槽中于50-60℃结晶，结晶后进入离心机离心分离，分离后的液体返回稀 释槽；分离后的固体直接去烘干机烘干，烘干后作为成品出售。
由于硫酸氢钾的输送过程及硫酸钾铵的结晶过程需要的水量较多，与硫酸氢钾的量 相比达到1∶1以上，导致热能消耗高；其所形成的硫酸钾铵、硫酸铵、硫酸氢铵溶液粘 度特别大，造成离心机离心分离困难；由于硫酸钾铵共结晶体含结晶水及结合水相当多， 达到25-35％，离心分离后的固体含水量高，表面粘稠，造成在烘干机内烘干易粘烘干机 内壁，烘干困难，燃料消耗大；若增高稀释槽中的水含量，就会面临水分的不平衡问题， 离心机离心分离后的水分只得部分外排或通过蒸发器用蒸汽蒸发；由于外排水中含有大 量的溶解物，造成环境污染；鉴于以上原因，原有硫酸钾铵的生产技术，工业化上未获 成功。
现有的喷浆造粒硫基复合肥生产技术，由于硫酸氢钾与磷酸或硫酸氢钾与磷一铵组 成的混酸液含水份30％，其含水量为硫酸氢钾重量的61.8％，使得返料比大，为4-5∶1， 导致烘干能耗及动力消耗大；造粒机烘干温度达到500℃以上，使得尿素、硝铵等高氮源 原料无法过多加入，造成用该技术生产的高浓度硫基复合肥含氮低，不适于大多数植物 生长所需要的氮磷钾比例要求。
用氨气氨化造粒生产技术生产的硫基复合肥产品比较适于植物生长需要，对这种生 产技术进行研究开发并应用于实际的工程也相当多。现在这些工程中，都是利用硫酸氢 钾与磷酸或硫酸氢钾与磷酸一铵溶液组成的混酸液用氨气进行氨化，其主要工艺过程概 述为，过量硫酸与氯化钾在反应槽中于110-130℃反应，生成硫酸氢钾液，反应后生成的 氯化氢气体进入盐酸吸收系统吸收后作为成品出售，反应后生成的硫酸氢钾液进入混酸 槽；在混酸槽中，硫酸氢钾液与来自磷酸一铵溶解槽的磷酸一铵液或来自磷酸生产线的 磷酸液混合，经搅拌均匀后，成为混酸液，用泵输送到管式反应器；在管式反应器中， 通过通氨气对混酸液进行氨化；从管式反应器出口出来的氨化后的气体及液体进入造粒 机。在造粒机内，经管式反应器反应后的物料与系统返料及所添加的新料一起进行造粒； 造粒后的物料经烘干机烘干、冷却机冷却、筛分机筛分后，中颗粒作为成品部分取出， 另一部分及筛分机筛下的大颗粒，经粉碎机粉碎后，与筛分机筛下的粉状物料一起作为 系统返料，返回造粒机。
目前氨气氨化造粒工艺限于现状是由于业内人士有一个共识，就是不加磷组分，难 以输送，此看法存在偏见；在以下所述的发明工艺中，对硫酸氢钾液的组成及输送，作 了大幅度改进，由此使得被输送的硫酸氢钾液中的水份降低，使氨水氨化成为可能；现 有氨化工艺所需的氨气，价位相对氨水价位高得多；由硫酸氢钾与磷酸一铵或磷酸溶液 组成的混酸液中，必须使含水量达到28％以上；如按硫酸氢钾的量计算，含水量则达到 硫酸氢钾重量的53.3％，达不到此含水量则混酸液输送变得困难，而达到这样高的含水 量，势必需增大进入造粒机的返料量，使从造粒机出来的物料不至于太湿以便烘干，导 致进入造粒机所需的返料比增大，达到3.5-4∶1；由于返料比大，必须耗费相当多的热 能去完成产品的烘干任务。
以上工艺所需的氨气是由氨站来提供的，氨站设备包括氨压缩机、卸氨蒸发器、供 氨蒸发器、液氨储槽、气氨缓冲罐、卸车槽；氨站需完成两个功能，一是液氨的卸车， 二是液氨的蒸发输送。
已有的生产技术中，采用的液氨蒸发输送技术都相同，都是采用通过液氨蒸发器， 用间接蒸汽加热或其他热源间接加热；液氨的卸车，有多种方式，主要有以下两种方式。
第一种方式是通过氨压缩机来完成的，用氨压缩机抽取液氨储槽中的氨气，通过氨 压缩机加压，加压后通至卸车槽中的气相管，氨压缩机入口压力为0.4-0.6MPa，出口压 力为1.0-1.2MPa，这样使得卸车槽中的气相压力高于液氨储槽中的气相压力，使卸车槽 中的液氨经过管道输送得以进入液氨储槽。该方法由于使用了氨压缩机，造成了动力消 耗大；氨压缩机需消耗冰机油，而且耗量较大，其所用活塞及轴套磨损快且价格贵，造 成材料费用高。为了改善这种生产技术，有些厂家已开始采用下面所述的第二种方式。
第二种方式是采用卸氨蒸发器卸氨，靠液氨储槽与卸车槽之间的液氨液位差，液氨 储槽的液氨被输送至卸氨蒸发器，当卸氨蒸发器液位达到1/2～2/3时，关闭液氨储槽与卸 车槽之间的液氨阀门；然后在卸氨蒸发器中通入蒸汽加温，使部分液氨气化成气氨，把 这部分气氨用管道通至卸车槽中的气相空间，经过一段时间后，卸车槽中的压力高于液 氨储槽的压力，通过卸车槽与液氨储槽之间的液相连管，把液氨输送到液氨储槽，完成 卸氨任务。此工艺虽然操作简单，仍有可改进之处。
对于第一种方式可用卸车泵代替氨压缩机来完成卸氨功能，以减少动力；对于第二 种方式可用一个蒸发器来同时完成卸氨功能及蒸氨功能，以减少设备投资、占地面积和 操作费用。
当氨化采用了碳化氨水氨化时，由于碳化氨水中含有二氧化碳，由此涉及到二氧化 碳的回收问题。
目前，碳化氨水中二氧化碳的回收方法未见报道，酿酒行业酒精发酵所产生的二氧 化碳的回收方法已见于工具书及酒精发酵杂志中。酒精发酵所产生的二氧化碳的回收方 法可简述为：来自酒精发酵罐的二氧化碳通过收集管收集后，进入酒精回收塔洗涤，回 收二氧化碳气体中所夹带的酒精，经洗涤后的气体进入离心风机或罗茨风机加压，加压 后进入液体二氧化碳及其干冰的制造装置中。此装置由于离心风机或罗茨风机的轴封漏 气问题，发酵罐刷罐过程中漏入空气问题，以及用二氧化碳收集管收集过程中进入较多 的空气问题，使得回收的二氧化碳纯度不高，只能达到90％，不能作为化工厂的保安气 使用；制作干冰时，需外排相当多的含有40-50％二氧化碳的空气，导致动力消耗高。

本发明的目的在于克服上述缺陷，提供一种氨化硫酸氢钾液生产硫基复合肥的方法， 该方法与现有的液氨氨化工艺相比，具有既能充分利用丰富的氨水资源，又能降低生产 成本，保证产品质量的优点。本发明的目的还在于提供一种用于实施该方法的装置。
该方法主要是利用小氮肥厂的碳化氨水母液及各化工厂副产的氨水、碳化氨水并适 当补充氨气、氨液对硫酸氢钾液及含硫酸氢钾的物料进行氨化，用之制造硫基复合肥的 方法；该硫基复合肥具体包括硫酸钾铵、硫基氮钾两元素复合肥及硫基氮磷钾三元素复 合肥的制造。
本发明氨化硫酸氢钾液生产硫基复合肥的方法先后包括如下步骤：
用过量硫酸与氯化钾在反应槽中于110-130℃反应，生成硫酸氢钾液(KHSO4)，反 应式为 H2SO4+KCl→KHSO4+HCl↑ ，硫酸氢钾液中含有硫酸氢钾(KHSO4)、过量硫酸、 未反应的氯化钾、未被盐酸吸收装置吸收的氯化氢，反应生成的氯化氢气体通过盐酸吸 收系统吸收后，作为成品盐酸出售；该硫酸氢钾液(KHSO4)流至中和槽中，在中和槽 中与其他物料搅拌混合，按中和槽所添加物料的不同形成两种不同的混合液；一种只添 加系统回收的洗涤水及蒸汽，所得混合液不含铵离子，称为氢钾稀液；另一种添加氨水 或碳化氨水，所得混合液中含氨离子，称为预中和液。在第一种方式中，中和槽中已无 中和反应，还按惯称称谓。
在中和槽中，若加水及蒸汽，搅拌后温度控制在75-90℃时，水含量为15-30％(与硫 酸氢钾的重量比)；温度控制在90-110℃时，水含量为10-15％(与硫酸氢钾的重量比)； 此方式所形成的混合液，不含铵离子，为氢钾稀液。
在中和槽中，若加氨水或碳化氨水，则通入本发明的放大器进行，系统回收的洗涤 水通过管道加入；为了保持温度，需用直接蒸汽加热。所用氨水含氨5-30％(重量比)， 硫酸氢钾液与氨水反应后生成的混合液含有硫酸氢钾、硫酸钾铵、硫酸氢铵、未反应的 氯化钾、硫酸、硫酸铵、盐酸、氯化铵，此混合液含氨离子，称为预中和液。
中和槽加氨水的工艺参数如下：当温度90-120℃时，控制预中和液中水含量为5-15％ (与硫酸氢钾的重量比)；温度75-90℃时，控制预中和液中水含量为15-20％(与硫酸 氢钾的重量比)；所用的氨用量为中和氢钾液中酸度用量的10-60％。
上述主要反应式为 KHSO4+NH4HCO3→KNH4SO4+CO2↑+H2O
                 2KHSO4+(NH4)2CO3→2KNH4SO4+CO2↑+H2O
                 H2SO4+NH4HCO3→NH4HSO4+CO2↑+H2O
                 H2SO4+(NH4)2CO3→NH4HSO4+NH4HCO3
                 NH4HCO3→NH3+H2O+CO2↑
                 HCl+NH4HCO3→NH4Cl+CO2↑+H2O
                 2HCl+(NH4)2CO3→2NH4Cl+2CO2↑+2H2O
                 KHSO4+NH3→2KNH4SO4
                 H2SO4+2NH3→(NH4)2SO4
                 H2SO4+NH3→NH4HSO4
氨化后未被吸收的氨气及二氧化碳，被氨净化塔内的循环液体经循环泵循环吸收， 氨净化塔可以是填料塔、浮阀塔、泡罩塔、孔板塔；循环吸收后，若中和槽加入的是氨 水，经净化塔吸收后的气体再经风机加压后除雾排空；若中和槽加入的是碳化氨水，经 净化塔吸收后的气体再进入水环真空泵，用水环真空泵使二氧化碳气体加压，加压后进 入冷却器，用循环冷却水或一次水冷却，控制冷却后气体的温度＜50℃，气体进入旋风 分离器及除雾器分离液体后，由管道向外输送，供化工装置制作保护气体用或制干冰用； 为了使系统密闭，旋风分离器下部设有水封器。
上述在中和槽中所形成的氢钾稀液或预中和液，不加磷组分，由于温度及水份、铵 离子含量控制得当，可以输送，克服了现有装置存在的偏见；使得被输送的硫酸氢钾液 中的水份降低，使氨水氨化成为可能。
氢钾稀液或预中和液通过管道，流至压送槽。在压送槽中，把氨气通入压送槽的气 相，靠氨气的压力把氢钾稀液或预中和液送至十字管反应器中反应。
在十字管反应器中，通入由压送槽送过来的氢钾稀液或预中和液，并且通过管道通 入氨水或碳化氨水、蒸汽、气氨进行氨化反应，其中氢钾稀液管或预中和液管通至十字 管反应器的径向，氨水、碳化氨水、蒸汽、气氨混合管通入十字管反应器的轴向，气氨 管通入氨混合管的轴向，氨水或碳化氨水管、蒸汽管通入氨混合管的径向。
在十字管反应器中，发生了如下反应，反应式为：
KHSO4+NH4HCO3→KNH4SO4+CO2↑+H2O
2KHSO4+(NH4)2CO3→2KNH4SO4+CO2↑+H2O
NH4HSO4+NH4HCO3→(NH4)2SO4+CO2↑+H2O
2NH4HSO4+(NH4)2CO3→2(NH4)2SO4+CO2↑+H2O
H2SO4+(NH4)2CO3→(NH4)2SO4+CO2↑+H2O
H2SO4+2NH4HCO3→(NH4)2SO4+2CO2↑+2H2O
NH4HCO3→NH3↑+CO2↑+H2O
(NH4)2CO3→2NH3+CO2↑+H2O
2HCl+(NH4)2CO3→2NH4Cl+2CO2↑+2H2O
H2SO4+2NH3→(NH4)2SO4
NH4HSO4+NH3→(NH4)2SO4
KHSO4+NH3→KNH4SO4
氨水或碳化氨水浓度高时，不用添加氨气或液氨；氨水浓度低时，为了使系统水分 平衡，必须添加氨气或液氨。十字管反应器反应时通入的气氨或液氨，通过氨站工艺来 制备或输送；根据液氨的卸车方式不同，发明了以下两种氨站工艺。
第一种工艺是用一台液氨蒸发器来完成卸氨蒸发器卸氨和供氨蒸发器供氨任务；由 液氨储槽经阀门控制的液氨进入液氨蒸发器中，在其中通蒸汽把液氨蒸发，蒸发后的气 氨压力高于液氨储槽内气相压力，其中一部分气氨通过管道进入卸车槽的气相，来压送 卸车槽中的液氨流入液氨储槽；来自液氨蒸发器的另一部分气氨经管道通过阀门控制后 进入气氨缓冲罐，供系统使用；在液氨储槽与氨气缓冲罐之间配有气相平衡管。卸氨时 要求蒸发器氨气压力≥0.6MPa，液氨储槽及气氨缓冲罐氨气压力在3.0-4.0MPa之间。
第二种方式是用液氨泵卸氨，液氨由卸车槽流出，经液氨泵加压后，把液氨送到液 氨储槽中，液氨储槽与卸车槽之间配有气相平衡管。
十字管反应器中通入的由压送槽送过来的氢钾稀液或预中和液，经十字管反应器反 应后，反应生成物为硫酸钾铵，其组成为硫酸钾铵、硫酸钾、氯化钾、硫酸铵、氯化铵， 在十字管反应器中的状态为汽液固混合物。
在十字管反应器主要使用氨水或碳化氨水氨化的情况下，可根据比例补充氨气；下 面分别列出加碳化氨水及加氨水的情况：
一、加碳化氨水当造粒机内返料比为1-1.5∶1，碳化氨水含氨量＞25％时，不需补充 氨气或液氨，碳化氨水含量每低一个百分点，补充液氨或气氨的量为碳化氨水重量的 1-1.5％；当造粒机返料比为1.5-2.5∶1，碳化氨水含氨量＞22％时，不需补充氨气或液氨， 碳化氨水含量每低一个百分点，补充液氨或气氨的量为碳化氨水重量的1-1.35％；当造粒 机返料比为2.5-3.5∶1，碳化氨水含氨量＞19％时，不需补充氨气或液氨，碳化氨水含量 每低一个百分点，补充液氨或气氨的量为碳化氨水重量的1-1.2％；当造粒机返料比为 3.5-4∶1，碳化氨水含氨量＞17％时，不需补充氨气或液氨，碳化氨水含量每低一个百分 点，补充液氨或气氨的量为碳化氨水重量的1％；使用的碳化氨水、氨气及蒸汽压力≥ 0.3MPa，控制十字管反应器内压力≥0.2MPa，温度≥120℃。
二、加氨水当造粒机内返料比为1-1.5∶1，氨水含氨量＞32％时，不需补充氨气或液 氨，氨水含量每低一个百分点，补充液氨或气氨的量为氨水重量的1-1.65％；当造粒机 内返料比为2-2.5∶1，氨水含氨量＞25％时，不需补充氨气或液氨，氨水含量每低一个百 分点，补充液氨或气氨的量为氨水重量的1-1.5％；当造粒机返料比为2.5-3.5∶1，氨水含 氨量＞22％时，不需补充氨气或液氨，氨水含量每低一个百分点，补充液氨或气氨的量 为氨水重量的1-1.35％；当造粒机返料比为3.5-4∶1，氨水含氨量＞19％时，不需补充氨 气或液氨，氨水含量每低一个百分点，补充液氨或气氨的量为氨水重量的1-1.2％；使用 的氨水、氨气及蒸汽压力≥0.3MPa，控制十字管反应器内压力≥0.2MPa，温度≥120℃。
经十字管反应器反应后的硫酸铵钾汽液固混合物通过十字管反应器的出口进入造粒 机机头。
在造粒机内，由十字管反应器送来的硫酸铵钾汽液固混合物含有未反应好的硫酸氢 钾及反应后的氨气，与造粒机添加的新料及本系统返回的返料一起，通过在造粒机内由 氨水管加入的氨水或碳化氨水及由鱼翅管加入的氨气，由蒸汽管加入的蒸汽，借助造粒 机的转动，使物料翻转、滚动，固体物料进行造粒；在此过程中，氨被大部分吸收，蒸 汽被部分吸收，且在造粒机尾变成水蒸汽；在造粒机中未被吸收的氨气、水蒸汽、反应 后放出的二氧化碳及造粒机内漏进的空气，经过造粒洗涤装置洗涤后，氨气被吸收，进 入到吸收液中，成为稀氨水，供中和槽使用，洗涤后的气体放空。
在造粒机中不添加磷一铵新料时，可不通氨气、碳化氨水及氨水；添加磷酸一铵时， 磷酸一铵与氨反应生成磷酸二铵，本工艺中和度可达到1.6以上。
根据在造粒机内添加物料的不同，把造粒后的中间产品分为硫酸铵钾中间产品、硫 基氮钾两元素复合肥中间产品及硫基氮磷钾三元素复合肥中间产品。
在造粒机内不添加任何物料而只靠返回的返料及经十字管反应器送来的硫酸铵钾汽 液固混合物进行造粒时，造粒机尾所得固体产物为硫酸钾铵中间产品。
在造粒机内添加尿素或硝铵及辅料时，造粒机尾所得固体产物为硫基氮钾两元素复 合肥中间产品。
在造粒机内添加尿素或硝铵、磷酸一铵及辅料时，造粒机尾所得固体产物为硫基氮 磷钾三元素复合肥中间产品。
经造粒机尾转出的硫酸钾铵中间产品经烘干机烘干、冷却机冷却、筛分机筛分后， 粉状及＜2.0mm细粒状作为硫酸钾铵成品取出，筛分机筛下≥2.0mm的颗粒，经粉碎机 粉碎后作为系统返料，返回造粒机。
经造粒机尾转出的硫基氮钾两元素复合肥中间产品及硫基氮磷钾三元素复合肥中间 产品经烘干机烘干、冷却机冷却、筛分机筛分后，中颗粒作为硫基氮钾两元素复合肥及 硫基氮磷钾三元素复合肥成品取出；筛分机筛下的大颗粒经粉碎机粉碎后，与筛分机筛 下的粉状物料一起作为系统返料，返回造粒机。
本发明硫酸铵钾的生产方法不用离心机离心分离，直接通过造粒烘干过程完成产品 的制造，使硫酸钾铵的工业化生产成为可能。
本发明提供了氢钾稀液或预中和液的组成，给出了加氨水、碳化氨水及补充氨气、 氨液的比例，克服了现有偏见；使得被输送的硫酸氢钾液中的水份降低，使氨水氨化成 为可能。
本发明用于实施碳化氨水、氨水氨化硫酸氢钾液及含硫酸氢钾液的液体造硫基复合 肥的氨化生产方法的装置，包括：
预中和装置它的任务是把反应槽来的硫酸氢钾液进行调稀、加氨、气送；主要设备 有放大器、中和槽、压送槽；放大器的顶部与氨水管线相连，底部与中和槽相连，目的 是使进入中和槽的氨水与硫酸氢钾液反应不过于激烈、深入到硫酸氢钾液中的部分不易 损坏，不易堵塞；中和槽与反应槽、压送槽、放大器相连，顶部配有加水管，目的是把 反应槽来的硫酸氢钾液进行调稀、加氨；中和槽不加氨水，搅拌后温度控制在75-90℃时， 水含量为15-30％(与硫酸氢钾的重量比)；温度控制在90-110℃时，水含量为10-15％(与 硫酸氢钾的重量比)；此方式所形成的混合液，不含铵离子，为氢钾稀液；中和槽若加氨 水或碳化氨水，当温度90-120℃时，控制预中和液中水含量为5-15％(与硫酸氢钾的重 量比)；温度75-90℃时，预中和液中水含量为15-20％(与硫酸氢钾的重量比)；所用的 氨用量为中和氢钾液中酸度用量的10-60％；压送槽顶部通入氨气，目的是把从中和槽来 的液体靠氨气的压力送至十字管反应器，即压力输送。
本发明的预中和装置优选中和槽中混合液的参数控制，所含水分由占硫酸氢钾重量 的61.8％及53.3％降为5-30％，使得后续烘干系统为烘干硫酸氢钾液所带水份的煤耗降至
现有技术的8-56％。
本发明的预中和装置优选气力输送，使泵送变为气力输送可减少设备故障率，增加 设备运转率，降低设备维修费用。
中和装置  它的任务是完成中和反应，物料造粒过程，把从预中和装置来的液体继 续氨化；主要设备有十字管反应器和造粒机；十字管反应器，与压送槽及造粒机相连， 与氢钾稀液管或预中和液管、氨水或碳化氨水管、蒸汽管、气氨管相连；其中氢钾稀液 管或预中和液管通至十字管反应器的径向，氨水、碳化氨水、蒸汽、气氨所组成的氨混 合管通入十字管反应器的轴向，气氨管通入氨混合管的轴向，氨水或碳化氨水管、蒸汽 管通入氨混合管的径向；造粒机，机头与十字管反应器出口相连，在靠近机头的部分加 入蒸气管和鱼翅管，机头进料，机尾出料。
在十字管反应器主要使用氨水或碳化氨水氨化的情况下，可根据比例补充氨气；下 面分别列出加碳化氨水及加氨水的情况：
一、加碳化氨水  当造粒机内返料比为1-1.5∶1，碳化氨水含氨量＞25％时，不需补 充氨气或液氨，碳化氨水含量每低一个百分点，补充液氨或气氨的量为碳化氨水重量的 1-1.5％；当造粒机返料比为1.5-2.5∶1，碳化氨水含氨量＞22％时，不需补充氨气或液氨， 碳化氨水含量每低一个百分点，补充液氨或气氨的量为碳化氨水重量的1-1.35％；当造粒 机返料比为2.5-3.5∶1，碳化氨水含氨量＞19％时，不需补充氨气或液氨，碳化氨水含量 每低一个百分点，补充液氨或气氨的量为碳化氨水重量的1-1.2％；当造粒机返料比为 3.5-4∶1，碳化氨水含氨量＞17％时，不需补充氨气或液氨，碳化氨水含量每低一个百分 点，补充液氨或气氨的量为碳化氨水重量的1％；使用的碳化氨水、氨气及蒸汽压力≥ 0.3MPa，控制十字管反应器内压力≥0.2MPa，温度≥120℃。
二、加氨水  当造粒机内返料比为1-1.5∶1，氨水含氨量＞32％时，不需补充氨气或 液氨，氨水含量每低一个百分点，补充液氨或气氨的量为氨水重量的1-1.65％；当造粒 机内返料比为2-2.5∶1，氨水含氨量＞25％时，不需补充氨气或液氨，氨水含量每低一个 百分点，补充液氨或气氨的量为氨水重量的1-1.5％；当造粒机返料比为2.5-3.5∶1，氨水 含氨量＞22％时，不需补充氨气或液氨，氨水含量每低一个百分点，补充液氨或气氨的 量为氨水重量的1-1.35％；当造粒机返料比为3.5-4∶1，氨水含氨量＞19％时，不需补充 氨气或液氨，氨水含量每低一个百分点，补充液氨或气氨的量为氨水重量的1-1.2％；使 用的氨水、氨气及蒸汽压力≥0.3MPa，控制十字管反应器内压力≥0.2MPa，温度≥120 ℃。
在造粒机内，通过由氨水管加入的氨水及由鱼翅管加入的氨气，由蒸汽管加入的蒸 汽，借助造粒机的转动，使物料翻转、滚动，进行反应，部分磷一铵反应生成磷二铵， 固体物料得到造粒；控制造粒机尾物料的中和度为1.25-1.6，造粒温度65-75℃。
根据在造粒机内添加物料的不同，把造粒烘干冷却筛分后所得产品分为硫酸铵钾产 品、硫基氮钾两元素复合肥产品及硫基氮磷钾三元素复合肥产品。
本发明的中和装置优选十字管反应器中氨水与氨气、液氨加入量的比例控制；只要 氨水浓度及返料比达到一定范围，可完全只用氨水而不用氨气氨化，按现有技术的返料 比3.5-4.0∶1测算，碳化氨水浓度只要达到17％，就可以不用补加液氨或气氨，由于用 低附加值的氨水代替高附加值的液氨，使吨产品成本降低，同时也解决了化工行业副产 氨水在氨水销售淡季对环境的污染问题。
本发明的中和装置优选十字管反应器氨混合管部分的配管，这种配管不易堵塞，且 能以气带液。
本发明的中和装置优选造粒机中鱼翅管的加入，可使氨气布得均匀，减少了氨气溢 出量，提高了中和度，减少了氨气损失。
本发明的中和装置优选硫基氮钾两元素复合肥产品、硫酸铵钾产品的中和工艺及造 粒技术；与现有硫酸铵钾产品的生产技术相比，由于减少了生产制作过程的水含量，使 热能降低；用烘干机中由煤产生的热风气烘干代替蒸汽加热烘干，提高了热能利用率； 不用离心分离，克服了原有工艺的不足，减少了外排废水；用造粒后的物料烘干代替硫 酸铵钾结晶体烘干，使工业化得以实现。
氨站装置  它的任务是完成卸车槽的卸氨、液氨的蒸发及供氨；氨站设备包括氨压 缩机、液氨蒸发器、液氨储槽、气氨缓冲罐、卸车槽；针对现有的两种液氨卸车方法， 发明了两种方式；一种方式是用一台液氨蒸发器同时来完成卸氨蒸发器卸氨和供氨蒸发 器供氨任务，通过液氨储槽、液氨蒸发器、卸车槽、氨气缓冲罐之间阀门的控制及液氨 储槽、气氨缓冲罐、液氨蒸发器之间气相平衡管的配置，使得液氨储槽、卸车槽、气氨 缓冲罐之间产生压力差，来完成卸氨及供氨目的。
第二种方式是用液氨泵卸氨，液氨由卸车槽流出，经液氨泵加压后，把液氨送到液 氨储槽中；液氨储槽与卸车槽之间配有气相平衡管。
本发明的氨站装置优选用一台液氨蒸发器供氨及卸氨，这样可减少设备投资及降低 氨站占地面积。
本发明的氨站装置优选液氨泵卸氨，与用氨压缩机卸氨相比，降低了动力消耗及维 修费用。
二氧化碳回收装置  它的任务是回收氨气变成氨水供系统回用、回收二氧化碳供化 工装置制作保安气体用或制干冰用；二氧化碳回收装置设备有，氨净化塔、循环泵、水 环真空泵、冷却器、旋风分离器、除雾器、水封器。
其回收过程为，由中和槽来的未被吸收的氨气及二氧化碳，经氨净化塔吸收，氨净 化塔可以是填料塔、浮阀塔、泡罩塔、孔板塔，被净化塔内的循环液体经循环泵循环吸 收后；若中和槽加入的是氨水，经净化塔吸收后的气体再经风机加压后除雾排空；若中 和槽加入的是碳化氨水，经净化塔吸收后的气体再进入水环真空泵，用水环真空泵使二 氧化碳气体加压，加压后进入冷却器，用循环冷却水或一次水冷却，控制冷却后气体的 温度＜50℃，气体进入旋风分离器及除雾器分离液体后，由管道向外输送；为了使系统 密闭，旋风分离器下部设有水封器。
本发明的二氧化碳回收装置优选水环真空泵及水封器的使用；通过水环真空泵循环 加水密封，使空气不至于漏入，加入其内的水不但起冷却作用而且可吸收气体中的氨； 使得回收的二氧化碳纯度高，含量可达到98％以上，可作为化工厂一般生产过程中的保 安气使用；制作干冰时，外排气少于10％，动力消耗低。
放大器  它位于中和槽的上部，它的任务是扩大氨水与中和槽中液体的接触表面积， 使氨水反应充分，减少了中和槽中未反应气体的逸出量，相应减少了洗涤系统的处理量 及设备投资；放大器由内外管组成，内管与氨水管连接，外管伸入中和槽中液体液面下， 伸入深度在0.5米至1.0米之间；放大器的直径为氨水或氨气管直径的1.5～10倍，氨水 或碳化氨水管深入放大器内长度为氨水或氨气管管道直径的1～10倍，需在放大器内加 水时，则设置侧管，不加水不设侧管。
鱼翅管  它的任务是使氨气在造粒机料层中布得均匀，氨气逸出减少，更好地促进 造粒；鱼翅管由主管和翅管组成，翅管由鸭舌片、扁管、锥管、连管组成；鸭舌片挡住 物料不进入鱼翅管内，展开后呈半椭圆形；扁管，截面椭圆形或呈长方形，使流体在单 一方向多布液，锥管使流体加速；鱼翅主管直径为翅管连管直径的1/8～1/2。
采用上述技术方案后，本发明氨化硫酸氢钾液生产硫基复合肥的方法与现有的液氨 氨化工艺相比，具有既能充分利用丰富的氨水资源，又能降低生产成本，保证产品质量， 生产多种复合肥的优点。
附图说明
下面结合附图和具体实施方案对本发明作进一步详细说明。
图1是本发明氨化硫酸氢钾液生产硫基复合肥的方法的工艺流程图；
图2是图1所示工艺中的氨站工艺流程图；
图3是图1所示工艺中的二氧化碳回收装置结构示意图；
图4为图1所描述的放大器的结构示意图；
图5为图1所描述的十字管反应器氨混合管中配管的结构示意图；
图6是图1所示工艺中的鱼翅管的结构示意图。

下面对上述附图分别作详细说明：
图1所描述的氨化硫酸氢钾液生产硫基复合肥的方法的工艺流程中，过量硫酸与氯 化钾在反应槽1中通过直接加入的蒸气和间接加入的蒸气加热到110-130℃进行反应， 生成的硫酸氢钾液流到中和槽2，在中和槽2中加入水或氨水、碳化氨水，用加入的蒸气 调节温度，用通过放大器3加入的氨水、碳化氨水调节氨用量；根据中和槽2中加入的 液体不同，形成两种混合液，一种加入水，形成氢钾稀液，温度75-110℃，水含量10-30％ (与硫酸氢钾的重量比)；一种加氨水，形成预中和液，温度75-120℃，水含量为5-20％ (与硫酸氢钾的重量比)，氨含量为中和氢钾液中酸度用量的10-60％；在中和槽2中硫 酸氢钾液与加入的氨水、碳化氨水反应，反应后液体进入压送槽4，气体进入二氧化碳回 收装置5；在压送槽顶部通入由氨站装置6来的氨气，把从中和槽来的液体靠氨气的压力 送至十字管反应器7。
在十字管反应器7中，通入由氨站6制备的氨气，通入由压送槽4来的氢钾稀液或 预中和液，以及外界提供的氨水、碳化氨水，进行氨化反应，并控制氨水与氨气的加入 比例，控制氨水、氨气及蒸汽压力≥0.3MPa，控制十字管反应器内压力≥0.2MPa，温 度≥120℃。
由十字管反应器7出来的反应产物直接进入造粒机8内，与进入其中的系统返料及 添加料一起，通过造粒机内的鱼翅管补加氨水、氨气，进行氨化反应，通过加入蒸汽控 制造粒粒度；控制造粒机8内的造粒温度在65-75℃之间，中和度在1.25-1.6之间；造粒 后由10输送至烘干冷却筛分系统9进行烘干、冷却、筛分，通过筛分后合格粒度部分作 为成品取出由12，不合格粒度部分作为返料11返回造粒机8。
图2所示氨站工艺是用一台蒸发器同时完成卸氨和蒸氨任务；由液氨储槽61经控制 阀62控制的液氨进入液氨蒸发器63中，通蒸汽把液氨蒸发，蒸发后的气氨压力高于液 氨储槽61的压力，其中一部分气氨通过管道64进入卸车槽65的气相，来压送卸车槽65 中的液氨进入液氨储槽61；来自液氨蒸发器63的另一部分气氨通过阀门66控制后进入 气氨缓冲罐67，供系统使用，68为液氨储槽及氨气缓冲罐之间的平衡管控制阀，69 为液氨储槽及液氨蒸发器之间的平衡管控制阀。卸氨时要求蒸发器氨气压力≥0.6MPa， 液氨储槽及气氨缓冲罐氨气压力在3.0-4.0MPa之间。
图3所示二氧化碳回收装置是：未被吸收的气体由压送槽4出来，经氨净化塔51被 氨净化塔内的循环液体经泵52循环吸收后，进入水环真空泵53使二氧化碳气体加压， 加压后进入冷却器54中用循环冷却水或一次水冷却，控制冷却后气体的温度＜50℃，进 入旋风分离器55及除雾器56分离液体后，由管道58向外输送，供制化工装置保护气体 用或制干冰用；为了使系统密闭，旋风分离器下部设有水封装置57。
图4所示放大器由内外管组成，内管通氨水，内管直径用D表示；放大器深入液面 下0.5-1.0米，漏出中和槽2的高度≥0.2米，放大器的外管直径为1.5～10D，氨气管深 入放大器内长度为1～10D，内管与液面距离≥0.2米，需在放大器内加水则设侧管，不 加水不设侧管。
图5所示十字管反应器氨混合管配管中，71为氨液管、及补充的氨液管，72为蒸汽 管，73为氨气管，74为蒸汽、氨水、氨液或氨气混合管，氨水氨液可单独使用。73与 74为一根连通直管道，71及72管道与73垂直。
图6所示鱼翅管由主管81、支管86和翅管组成，支管与鱼翅管垂直，翅管方向顺 着造粒机圆周方向，翅管中心与造粒机外圆周距离＜250mm，翅管由鸭舌片82、扁管83、 锥管84、连管85组成；鸭舌片呈半椭圆形，长短轴比例为1.5-2.0∶1，挡住物料不进入 鱼翅管内；扁管，截面呈椭圆形，长短轴比例为2.0-5.0∶1，锥管使流体加速或改变流动 状态，大小口直径比为1.0-2.0∶1；鱼翅主管直径与支管直径相同，翅管直径为主管直径 的1/16～1/4。
下面结合具体实例作更进一步的说明：
实施例一：利用本发明的氢钾稀液、气力输送、碳化氨水氨化、一台液氨蒸发器两 用，制造硫酸钾铵肥料。
在反应槽中加入98％的浓硫酸3.2m3/h(折5.8t/h)、氯化钾(含K2O62％)4t/h，蒸汽 2.0t/h，于125℃进行反应，反应液溢流至中和槽。
反应后的氯化氢气体去盐酸吸收装置吸收后，余气放空，吸收液含HCl 31％，盐酸 取出量4.5-5t/h，作为成品出售。
在中和槽中，由反应槽来的硫酸氢钾液，通过加入系统回收的洗涤液(含固形物 10％)1.5m3/h，通入蒸汽，进行搅拌，保持中和槽中液体温度105℃，所形成的氢钾 稀液通过阀门控制进入压送槽，气体通过净化塔吸收，经风机加压后排空；压送槽设置 两个，一开一备。
压送槽中所用的氨气通过氨站来制备。
来自液氨储槽的液氨通过阀门控制进入液氨蒸发器中，在液氨蒸发器的管程加入蒸 汽，维持蒸汽压力0.5MPa，把液氨蒸发，蒸发后的气氨压力维持在0.8MPa，其中一部 分气氨通过管道进入卸车槽的气相，来压送卸车槽中的液氨流入液氨储槽；来自液氨蒸 发器的另一部分气氨经管道通过阀门控制后进入气氨缓冲罐，维持气氨缓冲罐的压力 0.4MPa，进入压送槽中。
在压送槽中，把来自氨站的氨气通入压送槽的气相空间，通入蒸汽，进行搅拌，保 持压送槽中液体温度100℃，靠氨气的压力把氢钾稀液送至十字管反应器中反应。
在十字管反应器中，通入由压送槽送过来的氢钾稀液5.8-6.2m3/h，通入碳化氨水(含 氨25％，含水38％)5.5-6m3/h，蒸汽0.3t/h于125℃进行反应，反应生成物进入滚筒造粒 机。
在造粒机内，加入返料15-20t/h，；加入蒸汽，控制造粒温度70℃，控制造粒机尾出 料的成品率，维持粉状及＜2.0mm细粒状物料在1/3-1/2之间，经造粒机尾转出的硫酸钾 铵中间产品去烘干机烘干。
从造粒机机尾出来的气体去造粒洗涤装置洗涤后，氨气被吸收，进入到吸收液中， 成为稀氨水，供中和槽使用，洗涤后的气体放空。
在烘干机内，通过热风炉供热，控制烘干机机头温度350℃-450℃，机尾温度80℃， 进入冷却机冷却、筛分机筛分。
经筛分机筛分后，粉状及＜2.0mm细粒状作为硫酸钾铵成品取出，取出量为10t/h， 筛分机筛下的≥2.0mm的颗粒，经粉碎机粉碎后作为系统返料，返回造粒机。
所得硫酸钾铵产品含氮11％，含氧化钾25％，含氯2.5％，含水2.5％，产量为10t/h。
实施例二：利用本发明的氢钾稀液、气力输送、氨气氨化、一台液氨蒸发器两用， 鱼翅管布氨，制造硫酸钾铵肥料。
在反应槽中加入98％的浓硫酸3.2m3/h(折5.8t/h)、氯化钾(含K2O62％)4t/h，蒸汽 2.0t/h，于125℃进行反应，反应液溢流至中和槽。
反应后的氯化氢去盐酸吸收装置吸收后，余气放空，吸收液含HCl 31％，取出量4.5-5 t/h，作为成品出售。
在中和槽中，由反应槽来的硫酸氢钾液，通过加入系统回收的洗涤液(含固形物 10％)1.5m3/h，通入蒸汽，进行搅拌，保持中和槽中液体温度105℃，所形成的氢钾 稀液通过阀门控制进入压送槽；压送槽设置两个，一开一备。
压送槽中所用的氨气通过氨站制备。
来自液氨储槽的液氨通过阀门控制进入液氨蒸发器中，在液氨蒸发器的管程加入蒸 汽，维持蒸汽压力0.5MPa，把液氨蒸发，蒸发后的气氨压力维持在0.8MPa，其中一部 分气氨通过管道进入卸车槽的气相，来压送卸车槽中的液氨流入液氨储槽；来自液氨蒸 发器的另一部分气氨经管道通过阀门控制后进入气氨缓冲罐，维持气氨缓冲罐的压力 0.4MPa，进入压送槽中。
在压送槽中，把来自氨站的氨气通入压送槽的气相空间，通入蒸汽，进行搅拌，保 持压送槽中液体温度100℃，靠氨气的压力把氢钾稀液送至十字管反应器中反应。
在十字管反应器中，通入由压送槽送过来的氢钾稀液5.8-6.2m3/h，通入气氨1.2-1.5 t/h，蒸汽0.3t/h于125℃进行反应，反应生成物进入滚筒造粒机。
在造粒机内，可以不加返料；加入蒸汽，控制造粒温度70℃，控制造粒机尾出料的 成品率，维持粉状及＜2.0mm，细粒状物料在保持在60-80％之间，经造粒机尾转出的硫 酸钾铵中间产品去烘干机烘干。
从造粒机机尾出来的气体去造粒洗涤装置洗涤后，氨气被吸收，进入到吸收液中， 成为稀氨水，供中和槽使用，洗涤后的气体放空。
在烘干机内，通过热风炉供热，控制烘干机机头温度350℃-450℃，机尾温度80℃， 进入冷却机冷却、筛分机筛分。
经筛分机筛分后，粉状及＜2.0mm细粒状作为硫酸钾铵成品取出，取出量为10t/h， 筛分机筛下的≥2.0mm的颗粒，经粉碎机粉碎后作为系统返料，返回造粒机。
所得硫酸钾铵产品含氮11％，含氧化钾25％，含氯2.5％，产量为10t/h。
实施例三：利用本发明的预中和液、气力输送、碳化氨水氨化、二氧化碳回收装置， 卸氨泵卸车、放大器、鱼翅管，制造硫基氮钾两元素复合肥。
在反应槽中加入3.2m3/h(折5.8t/h)、氯化钾(含K2O62％)4t/h，蒸汽2.5t/h，于125 ℃进行反应，反应液溢流至中和槽。
来自液氨储槽的液氨通过阀门控制进入液氨蒸发器中，在中和槽加入系统回收的洗 涤液(含固形物10％)0.6m3/h，加入碳化氨水(含氨25％)1.5m3/h，通入蒸汽，进行 搅拌，保持中和槽中液体温度105℃，所形成的预中和液通过阀门控制进入压送槽；压 送槽设置两个，一开一备。
中和槽中的未被吸收的氨气及二氧化碳，经氨净化塔吸收后，进入水环真空泵；用 水环真空泵使二氧化碳气体加压，加压后进入冷却器，用循环冷却水或一次水冷却，控 制冷却后气体的温度＜50℃，气体进入旋风分离器及除雾器分离液体后，由管道输送向 外输送，供化工装置制作保护气体用或制干冰用。
在压送槽中，把氨气通入压送槽的气相空间，通入蒸汽，进行搅拌，保持压送槽中 液体温度100℃，靠氨气的压力把预中和液送至十字管反应器中反应。
压送槽中所用的氨气通过氨站来制备。
液氨由卸车槽流出，经液氨泵加压后，通过液氨储槽与卸车槽之间气相平衡管的作 用，把液氨送到液氨储槽中；液氨储槽中的液氨通过液氨蒸发器蒸发后，去气氨缓冲罐， 供系统使用。
在十字管反应器中，通入由压送槽送过来的预中和液5.8-6.2m3/h，通入碳化氨水(含 氨25％、含水38％)3-3.5m3/h，蒸汽0.2t/h于125℃进行反应，反应生成物进入滚筒造粒 机。
在造粒机内，加入尿素2.5t/h，加入返料12-16t/h；加入蒸汽，控制造粒温度70℃， 控制造粒机尾出料的成品率，维持2.0-4.5mm的颗粒物料在40-60％之间，经造粒机尾转 出的硫酸钾铵中间产品去烘干机烘干。
从造粒机机尾出来的气体去造粒洗涤装置洗涤后，氨气被吸收，进入到吸收液中， 成为稀氨水，供中和槽使用，洗涤后的气体放空。
在烘干机内，通过热风炉供热，控制烘干机机头温度180℃，机尾温度65℃，进入 冷却机冷却、筛分机筛分。
经筛分机筛分后，2.0-4.5mm的颗粒作为硫酸钾铵成品取出，筛分机筛下＜2.0mm 的细粉及大于4.5mm的颗粒，经粉碎机粉碎后作为系统返料，返回造粒机。
所得的硫基氮钾两元素复合肥产品含氮18％，含氧化钾20％，含氯2.0％，产量为 12-13t/h。
实施例四：利用本发明的预中和液、气力输送、碳化氨水氨化与氨气氨化、二氧化 碳回收装置，放大器、鱼翅管，制造硫基氮磷钾三元素复合肥。
在反应槽中加入1.8m3/h(折3.68t/h)、氯化钾(含K2O62％)2.1t/h，蒸汽1.4t/h，于 125℃进行反应，反应液溢流至中和槽。
来自液氨储槽的液氨通过阀门控制进入液氨蒸发器中，在中和槽加入系统回收的洗 涤液(含固形物10％)0.6m3/h，加入碳化氨水(含氨25％)0.8m3/h，通入蒸汽，进行 搅拌，保持中和槽中液体温度105℃，所形成的预中和液通过阀门控制进入压送槽；压 送槽设置两个，一开一备。
中和槽中的未被吸收的氨气及二氧化碳，经氨净化塔吸收后，进入水环真空泵；用 水环真空泵使二氧化碳气体加压，加压后进入冷却器，用循环冷却水或一次水冷却，控 制冷却后气体的温度＜50℃，气体进入旋风分离器及除雾器分离液体后，由管道输送向 外输送，供化工装置制作保护气体用或制干冰用。
在压送槽中，把氨气通入压送槽的气相空间，通入蒸汽，进行搅拌，保持压送槽中 液体温度100℃，靠氨气的压力把预中和液送至十字管反应器中反应。
压送槽中所用的氨气通过氨站来制备。
液氨由卸车槽流出，经液氨泵加压后，通过液氨储槽与卸车槽之间气相平衡管的作 用，把液氨送到液氨储槽中；液氨储槽中的液氨通过液氨蒸发器蒸发后，去气氨缓冲罐， 供系统使用。
在十字管反应器中，通入由压送槽送过来的预中和液3.5-4m3/h，通入碳化氨水(含氨 22％，含水46％)2.5m3/h，氨气0.1-0.2t/h，蒸汽0.15t/h于125℃进行反应，反应生成物 进入滚筒造粒机。
在造粒机内，由鱼翅管补加氨气0.1t/h，加入尿素0.8t/h，磷酸一铵3.4t/h，氯化钾 0.3t/h，加入返料12-15t/h；加入蒸汽，控制造粒温度70℃，控制造粒机尾出料的成品率， 维持2.0-4.5mm的颗粒物料在40-50％之间，控制由鱼翅管加入的氨气，使中和度为1.5， 经造粒机尾转出的硫基氮磷钾三元素中间产品去烘干机烘干。
从造粒机机尾出来的气体去造粒洗涤装置洗涤后，氨气被吸收，进入到吸收液中， 成为稀氨水，供中和槽使用，洗涤后的气体放空。
在烘干机内，通过热风炉供热，控制烘干机机头温度180℃，机尾温度65℃，进入 冷却机冷却、筛分机筛分。
经筛分机筛分后，粉状及2.0-4.5mm的颗粒作为硫酸钾铵成品取出，筛分机筛下＜ 2.0mm的细粉及大于4.5mm的颗粒，经粉碎机粉碎后作为系统返料，返回造粒机。
所得的硫基氮磷钾三元素复合肥产品含氮15％，含五氧化二磷15％，含氧化钾15％， 含氯2.2％，含水1.3％，产量为10t/h。
实施例五：利用本发明的氢钾稀液、气力输送、氨水氨化与氨气氨化、放大器、鱼 翅管，制造硫基氮磷钾三元素复合肥。
在反应槽中加入1.83m3/h(折3.68t/h)、氯化钾(含K2O62％)2.1t/h，蒸汽1.4t/h，于 125℃进行反应，反应液溢流至中和槽。
来自液氨储槽的液氨通过阀门控制进入液氨蒸发器中，在中和槽加入系统回收的洗 涤液(含固形物10％)1.0m3/h，通入蒸汽，进行搅拌，保持中和槽中液体温度105℃， 所形成的氢钾稀液通过阀门控制进入压送槽；压送槽设置两个，一开一备。
在压送槽中，把氨气通入压送槽的气相空间，通入蒸汽，进行搅拌，保持压送槽中 液体温度100℃，靠氨气的压力把预中和液送至十字管反应器中反应。
压送槽中所用的氨气通过氨站来制备。
液氨由卸车槽流出，经液氨泵加压后，通过液氨储槽与卸车槽之间气相平衡管的作 用，把液氨送到液氨储槽中；液氨储槽中的液氨通过液氨蒸发器蒸发后，去气氨缓冲罐， 供系统使用。
在十字管反应器中，通入由压送槽送过来的氢钾稀液3.5-4m3/h，通入氨水(含氨 22％)2.5-3m3/h，氨气0.3t/h，蒸汽0.1t/h于125℃进行反应，反应生成物进入滚筒造粒机。
在造粒机内，由鱼翅管加入氨气，加入尿素0.8t/h，磷酸一铵3.4t/h，氯化钾0.3t/h， 加入返料20t/h；加入蒸汽，控制造粒温度70℃，控制造粒机尾出料的成品率，维持 2.0-4.5mm的颗粒物料在30-40％之间，控制由鱼翅管加入的氨气，使中和度为1.5，经造 粒机尾转出的硫基氮磷钾三元素中间产品去烘干机烘干。
从造粒机机尾出来的气体去造粒洗涤装置洗涤后，氨气被吸收，进入到吸收液中， 成为稀氨水，供中和槽使用，洗涤后的气体放空。
在烘干机内，通过热风炉供热，控制烘干机机头温度180℃，机尾温度65℃，进入 冷却机冷却、筛分机筛分。
经筛分机筛分后，粉状及2.0-4.5mm的颗粒作为硫酸钾铵成品取出，筛分机筛下＜ 2.0mm的细粉及大于4.5mm的颗粒，经粉碎机粉碎后作为系统返料，返回造粒机。
所得的硫基氮磷钾三元素复合肥产品含氮15％，含五氧化二磷15％，含氧化钾15％， 含氯2.2％，产量为10t/h。