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"PROCEDE D'OBTENTION DE SOUFRE ELEMENTAIRE A PARTIR DE GAZ
A TENEUR D'ANHYDRIDE SULFUREUX".
L'objet de l'invention consiste en un procédé d'obtention de soufre élémentaire à partir de gaz à teneur d'anhydride sulfureux, surtout de gaz pauvres en anhydride sulfureux, tels que gaz de grillage, ou d'autres gaz de cheminée industriels.
Il a déjà été proposé de récupérer l'anhydride sulfureux de tels gaz, par exemple, par absorption dans de l'eau, d'expulser, par chauffage, l'anhydride sulfureux absorbé, hors de la solution qui en est chargée, de faire ensuite réagir l'anhy- 'dride sulfureux, obtenu ainsi sous une forme pratiquement exempte de gaz étrangers, à une température accrue, avec des agents
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réducteurs à teneur de carbone, et de séparer - finalement le soufre élémentaire ainsi formé, d'avec le gaz,- après sa sortie de la chambre, ou des chambres, de réaction,- par exemple dans un champ électrostatique de haute tension.
Mais,ni l'application de tels procédés d'enrichissement, ni l'application d'autres moyens, n'a permis jusqu'à présent de résoudre d'une manière économiquement avantageuse le problème important de l'obtention de soufre élémentaire surtout à partir de gaz à faible teneur en anhydride sulfureux, par exemple de 2-5%. Or, les demandeurs ont trouvé que cela provient essentiellement des défauts inhérents aux procédés d'enrichissement de l'anhydride sulfureux connus jusqu'à présent, comme par exemple, leur consommation trop élevée en chaleur, et les perturbations se manifestant au cours de la réutilisation indispensable des agents d'absorption en cycle fermé.
Il a été trouvé que l'obtention du soufre, aussi à partir des gaz pauvres en anhydride sulfureux, est réalisable 8 des conditions techniquement et économiquement très satisfaisantes, lorsqu'on procède avec l'enrichissement ,ou l'obtention à. l'état pur, de l'anhydride sulfureux à partir des dits gaz, de la manière décrite dans ce qui suit:
Tout d'abord on fait réagir le gaz à teneur de SO2 avec un mélange d'eau et d'une base organique, de préférence pratiquement insoluble, ou difficilement soluble dans l'eau, par exemple une amine aromatique, comme l'aniline, les toluidines, la xylidine brute industrielle, et analogues, à une température modérée, par exemple ne dépassant pas 35- ,-puis on chauffe la solution chargée d'anhydride sulfureux, par exemple à une température entre 65 et 105 , l'anhydride sulfureux absorbé étant du fait expulsé sous une forme pratiquement pure, tandis que le mélange résiduel de la base organique et d'eau, presque exempt de SO2, peut être réutilisé à nouveau pour l'absorption du SO2.
Dans le but d'éviter la formation par les bases orga- niques employées comme agents d'absorption, de sulfates difficilement solubles, provoquant des perturbations lors de l'utili- sation réitérée du mélange d'absorption, ainsi que la séparation
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de soufre élémentaire en cas de traitement de gaz qui en contiennent, on ajoute des matières, susceptibles,- come les oxydes, les hydroxydes, les carbonates et les sulfites neutres et acides, ou d'autres sels d'acides faibles et de métaux alcalins ou alcalino-terreux, y compris l'ammonium et le magnésium,- de fixer des ions d'acide sulfurique formés dans des réactions secondaires , de les séparer de leur liaison éventuellement déjà établie avec les bases organiques, et, soit,
de les convertir en sulfates inorganiques solubles dans l'eau qui sont alors dissoute dans la phase aqueuse du mélange d'absorption,- soit de les précipiter sous forme de sulfates aloalino- terreux pratiquement insolubles, pouvant être séparés d'avec le liquide restant, tandis que les bases organiques fixées auparavant à l'acide sulfurique, sont mises en liberté et peuvent être réutilisées à nouveau pour l'absorption du SO2.
Les matières additionnelles précitées sont avantageusement employées dès le début en un excès tel, que la valeur pH de la phase aqueuse de l'agent d'absorption ne soit pas, au moins pendant l'expulsion du SO2, et au plus tard à la fin de cette expulsion, inférieure à la valeur pH d'une solution du sulfite de la base organique employée.
Lanhydride sulfureux pratiquement exempt de gaz étrax-' gers, obtenu de la manière susmentionnée, est ensuite chauffée,avantageusement, par exemple, avec utilisation de la chaleur. provenant du processus subséquent de réduction, au moyen d'échangeurs de chaleur appropriés, - à la température requise à. son introduction dans le processus de réduction, en étant ensuite mis en réaction avec du coke, ou avec d'autres agents réducteurs solides, liquides ou gazeux, préférablement à teneur de carbone, comme le coke, l'huile de paraffine, l'oxyde de carbone, le gaz de gazogène ou le gaz d'eau, la température de convertissement devant être entre 800 et 1200. environ.
Suivant les conditions de travail données dans chaque cas particulier ,la température à laquelle l'anhydride sulfureux doit être préchauffé avant
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son entrée dans le four de réduction, devra être choisie de manière à ce que dans la chambre de réduction s'établisse la température désirée endéans les limites susmentionnées sans chauf- fage additionnel extérieur. Le cas échéant et en vue d'une augmentation de la température de réduction, on peut encore introduire dans la chambre de réduction de l'oxygène, par exemple sous forme d'air, ensemble ou simultanément avec l'anhydride sulfureux à réduire.
Le gaz sortant du four de réduction, chargé de vapeurs de soufre, est ensuite soumis,- de la manière connue comme telle et dans le but d'une destruction des produits secondaires,formés dans le processus de réduction, comme l'oxysulfure de carbone,le sulfure de carbone et l'hydrogène sulfuré, sous libération du soufre y contenu,- à un traitement supplémentaire à température accrue au moyen de catalyseurs, avantageusement en présence d'anhydride sulfureux en excès.
Vu cependant que des essais ont montré qu'on rencontre des perturbations lorsque,- en cas d'emploi de coke, ou d'autres agents réducteurs solides à teneur de carbone,- on amène le gaz,venant du processus de réduction immédiatement à, sa sortie du four de réduction sur les oatalyseurs, et que ces perturbations sont provoquées par la poussière de coke, des particules de cendres et analogues, entrainées par le gaz, -on soumet suivant l'invention le gaz sortant du processus de réduction, avant son traitement supplémentaire susmentionné, avantageusement à un traitement intermédiaire approprié,- par exemple dans un champ électrostatique de haute tension, ou à tout autre traitement approprié, par exemple par simple filtration, ou aussi par dif- férents moyens, - le libérant autant que possible des particules solides entrainées, comme le coke,
les cendres et analogues.
Le traitement supplémentaire du gaz ainsi épuré, se fait ensuite dans une chambre spéciale en présence de catalyseurs et à des températures allan jusqu'à environ 700 C et en dessous jusqu'au dessus du point de fusion du soufre, les produits secon-
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daires susmentionnés à teneur de soufre, présents dans le gaz, étant en même temps détruits sous convertissemen de leur teneur en soufre élémentaire. Il est indiqué comme catalyseur approprié par exemple la bauxite. Cependant, on peut employer au lieu ou à côté de la bauxite aussi d'autres catalyseurs par exemple déjà connus pour le but indiqué.
Le traitement supplémentaire catalytique du gaz provenant du processus de réduction, se fait d'une manière particulièrement avantageuse en présence d'un excès d'anhydride sulfureux, par lequel la destruction des produits secondaires à teneur de soufre,- avec séparation de ce dernier sous forme de soufre élémentaire, - est considérablement accélérée, la température né- oessaire à cet effet étant en même temps considérablement abaissée.
La quantité additionnelle nécessaire de SO2 peut être ajoutée au gaz,- après sa sortie du four de réduction, ou avant son traitement supplémentaire, - de l'extérieur, soit sous forme d'anhydride sulfureux pur, par exemple obtenu au moyen du proces- sus d'absorption susmentionné, soit sous forme d'un gaz à teneur de SO2, par exemple du gaz de départ pour le processus d'absorp- tion.
'Toutefois, on peut aussi avoir soin,- moyennant un réglage approprié de la vitesse de cheminement du gaz à teneur d'anhydride sulfureux au travers du four de réduction,- à ce que le gaz sortant de ce dernier contienne encore la quantité désirée d'anhydride sulfureux en excès, ou une partie de cette quantité, la quantité manquante devant être complétée dans ce dernier cas par une amenée de SO2 de l'extérieur. Il est naturel que l'on peut aussi procéder simultanément de ces deux manières.
En conduisant le gaz à teneur de SO2 d'une manière accélérée au travers du four de réduction, de sorté que le gaz conserve un excès de SO2, on réalise l'avantage, que la formation des produits secondaires indésirables à teneur de soufre est entravée déjà durant le processus de réduction.
Du gaz, ayant subi le traitement supplémentaire décrit
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plus haut, le soufre élémentaire qu'il contient est ensuite éliminé d'une manière connue comme telle, sous une forme solide ou liquide, dans des installations de condensation appropriées, par exemple dans des champs électrostatiques de haute tendon, ou d'une autre manière, le cas échéant aussi en partie sous forme liquide et en partie sous forme solide.
La faible quantité de soufre restée dans le gaz, par exemple en cas de condensation du soufre sous forme liquide, peut être soustraite au gaz par un traitement subséquent dans un champ électrostatique de haute tension, avantageusement à une température inférieure à celle du point de fusion du soufre. Les restes d'anhydride sulfureux éventuellement encore contenus dans le gaz, peuvent être soustraits à ce dernier par un nouveau traitement aux bases organiques suivant le procédé d'absorption décrit plus haut, ou suivant un autre procédé d'absorption,par exemple connu,et peuvent être réintroduits dans le processus de réduction ensemble avec de l'anhydride sulfureux frais.
Outre l'utilisation susmentionnée de la chaleur sensible du gaz sortant du processus de réduction, pour le préchauffage du gaz destiné à être introduit dans le processus de réduction, on peut réaliser encore des avantages économiques et techniques ultérieurs par l'utilisation des chaleurs perdues,par exemple par l'utilisation de la chaleur perdue du gaz sortant du traitement supplémentaire catalytique, pour le chauffage nécessaire dans la première étape du procédé, à l'expulsion de l'anhydride sulfureux absorbé.
Le procédé suivant l'invention peut être réalisé, par exemple, de la manière décrite ci-dessous sous référence au dessin annexé représentant schémat-iquement et à titre d'exemple un appareillage pouvant être utilisé à la réalisation du présent procédé;
EXEMPLE
On part d'un gaz de grillage avec 5% en volume de SO2 et 11% en volume de O2. D'abord, on fait passer le gaz, entrant par 1, par un champ électrostatique de haute tension 2,dans lequel le gaz est libéré des poussières entrainées d'anhydride sulfurique et de soufre.
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Ensuite, on fait passer le gaz, à raison de 230.000m3 par 24 heures par les conduits 3- et 4 et par les deux tours 5 et 6 d'une installation d'absorption, disposés en série, pendant qu'un mélange à parties égales de xylidine et d'eau est pompé. ,en cir- cuit fermé, au travers des dites tours, - en contrecourant par rapport au gaz,- des réservoirs collecteurs 7 et 8 disposés en aval des tours, de la colonne d'expulsion 9-11 chauffée à la vapeur et du refroidisseur 12 à l'aide des pompes 13-15 et au travers des conduits 16-18.
Le gaz sort de la tour 6 de l'installation d'absorption par 19 dans l'atmosphère avec une teneur résiduelle de 0,1% en volume de SO2. Le mélange d'absorption sortant de la tour 5 avec une teneur d'environ 180 kg de SO2/m3 ,arrive de là au travers du réservoir collecteur 7, de la pompe 13 et du conduit ¯16,dans la colonne d'expulsion 9-11, y cède sous forme gazeuse l'anhy- dride sulfureux absorbé et retourne par le refroidisseur 12, la pompe 15 et le conduit 18 dans la tour d'absorption 6.
Le sulfate de xylidine formé en réactions secondaires dans le mélange d'absorption est décomposé continuellement, par addi- tion de soude, en xylidine et sulfate de sodium, qui est dissout dans la phase aqueuse du mélange d'absorption. Afin d'éviter dans cette dernière une augment'ation indésirable de la concentra- tion du sulfate de sodium, une partie de la phase aqueuse de l'absorbant est continuellement évacuée de la colonne d'expulsion, par le récipient séparateur 11 vers la cuve à l'eau-vanne 20. En compensation de la partie ainsi évacuée, on ajoute à l'absorbant une quantité correspondante d'eau fraîche, respectivement de solution de soude. La consommation en soude est de 350 kg de Na2CO3 par 24 heures.
L'anhydride sulfureux à 100% ,sortant de la colonne d'expul- sion à raison de 11.200 m3 par 24 heures, est dirigé , au moyen de la pompe à gaz 21, au travers des conduits 22 et 23 et de
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l'échangeur de chaleur 24, dans lequel il est préchauffé à 00- 500. par les gaz de réduction de l'installation de récupération du soufre, en entrant ensuite par le conduit 32 dans le gazogène 25 chargé de coke. Dans ce dernier, la majeure partie de l'anhydride sulfureux est réduite en soufre élémentaire à des tempé- ratures de 1000-1100*, cette température étant maintenue sans chauffage extérieur, uniquement par la chaleur de réaction, combinée à la chaleur sensible des gaz de réaction préchauffés.
La consommation en coke est de 7 ts par 24 heures. Si le gaz de grillage était soumis directement au processus de réduction, sans enrichissement préalable, la consommation en coke serait de 25 ts pour le même intervalle de temps.
Le gaz est passé au travers du gazogène 25 avec une vitesse telle, qu'il contienne à sa sortie de ce dernier, à côté de 1000-1200 g de soufre élémentaire par m3 et de 70% en volume d'acide carbonique, 8% en volume d'oxyde de carbone, 12% en volume d'oxysulfure de carbone et d'hydrogène sulfuré, encore 10% en volume d'anhydride sulfureux non réduit.
Ensuite le gaz arrive par le conduit 26 dans une chambre de séparation de poussières 27 remplie de morceaux de quartz, ou il est libéré des particules entraînées de coke et de cendres, jusqu'à une teneur en poussières de 0,05 g/m3 et entre alors par le conduit 29 ensemble avec du SO2 frais venant par le branchement de conduite 28, de la conduite de sortie 22 de la colonne d'expulsion 9,(à raison de 600 m3 de SO2 par 24 heures) dans la chambre de catalyse 30 remplie de bauxite. Dans cette dernière, l'oxyde de carbone et l'oxysulfure de carbone, ainsi que l'hydrogène sulfuré, présents dans le gaz, sont convertis à une température de 600. ,pratiquement quantitativement ,en vapeur de soufre, acide carbonique et eau.
Le gaz libéré des dites impuretés arrive ensuite de la cham- bre du catalyseur 30, à une température de 600 par le conduit 31,
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dans l'échangeur de chaleur 24,- traversé d'autre part par le SO2 expulsé dans la colonne 9 et destiné à être amené dans le gazogène 25,- préchauffe (en 24) le SO2 à 400-500., et arrive à une température propre de 300. par le conduit 33 dans le condenseur de soufre 34, constitué par un refroidisseur à eau chaude. De ce dernier on soutire en 24 heures 13,5 ts de soufre liquide.
Le gaz sortant du condenseur de soufre 34, est encore conduit finalement par le conduit 35 au travers d'un champ électrique à haute tension 36, dans lequel on lui soustrait, à 130 , le reste de soufre, à raison de 1,5 ts par jour, à l'état li- quide..Au total on obtient donc en 24 heures 15 ts de soufre.
Le gaz résiduel s'échappe en 37 dans la cheminée. Il ne contient qu'une traae d'anhydride sulfureux.
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"PROCESS FOR OBTAINING ELEMENTARY SULFUR FROM GAS
WITH SULPHUROUS ANHYDRIDE CONTENT ".
The object of the invention consists of a process for obtaining elemental sulfur from gases containing sulfur dioxide, especially gases poor in sulfur dioxide, such as roasting gas, or other industrial flue gases. .
It has already been proposed to recover sulfur dioxide from such gases, for example, by absorption in water, to expel, by heating, the sulfur dioxide absorbed, out of the solution which is charged with it, to make then reacting the sulfur dioxide, thus obtained in a form practically free of foreign gases, at an increased temperature, with agents
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reducing agents with a carbon content, and to separate - finally the elemental sulfur thus formed, from the gas, - after it leaves the chamber or reaction chambers, - for example in a high voltage electrostatic field.
However, neither the application of such enrichment processes, nor the application of other means, has so far made it possible to solve in an economically advantageous manner the important problem of obtaining elemental sulfur, especially at from gases with low sulfur dioxide content, for example 2-5%. However, the applicants have found that this is essentially due to the defects inherent in the sulfur dioxide enrichment processes known until now, such as, for example, their excessively high heat consumption, and the disturbances which appear during reuse. essential absorbents in closed cycle.
It has been found that obtaining sulfur, also from gases poor in sulfur dioxide, is achievable 8 technically and economically very satisfactory conditions, when proceeding with the enrichment, or obtaining. the pure state, sulfur dioxide from said gases, as described in the following:
First of all, the gas containing SO2 is reacted with a mixture of water and an organic base, preferably practically insoluble, or hardly soluble in water, for example an aromatic amine, such as aniline, toluidines, industrial crude xylidine, and the like, at a moderate temperature, for example not exceeding 35-, then heating the charged solution of sulfur dioxide, for example to a temperature between 65 and 105, sulfur dioxide absorbed being thereby expelled in a substantially pure form, while the residual mixture of organic base and water, almost free of SO2, can be reused again for the absorption of SO2.
In order to avoid the formation by the organic bases employed as absorption agents of hardly soluble sulphates, causing disturbances during the repeated use of the absorption mixture, as well as the separation
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of elemental sulfur in the case of treatment of gases which contain it, substances are added which may - such as neutral and acidic oxides, hydroxides, carbonates and sulphites, or other salts of weak acids and alkali metals or alkaline earth metals, including ammonium and magnesium, - to fix sulfuric acid ions formed in side reactions, to separate them from their bond possibly already established with organic bases, and, either,
to convert them into inorganic sulphates soluble in water which are then dissolved in the aqueous phase of the absorption mixture, - or to precipitate them in the form of practically insoluble aloalino-earth sulphates which can be separated from the remaining liquid, while the organic bases previously attached to sulfuric acid, are released and can be reused again for SO2 absorption.
The aforementioned additional materials are advantageously used from the start in such excess that the pH value of the aqueous phase of the absorption agent is not, at least during the expulsion of the SO2, and at the latest at the end of this expulsion, lower than the pH value of a solution of the sulfite of the organic base employed.
Sulfur dioxide substantially free of foreign gas obtained in the aforementioned manner is then heated, advantageously, for example, with the use of heat. from the subsequent reduction process, by means of suitable heat exchangers, - at the required temperature at. its introduction into the reduction process, then being reacted with coke, or with other solid, liquid or gaseous reducing agents, preferably with a carbon content, such as coke, paraffin oil, oxide carbon, gasifier gas or water gas, the conversion temperature to be between 800 and 1200. approximately.
Depending on the working conditions given in each particular case, the temperature to which sulfur dioxide must be preheated before
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its entry into the reduction furnace must be chosen so that in the reduction chamber the desired temperature is established within the above-mentioned limits without additional external heating. If necessary and with a view to increasing the reduction temperature, it is also possible to introduce into the reduction chamber oxygen, for example in the form of air, together or simultaneously with the sulfur dioxide to be reduced.
The gas leaving the reduction furnace, charged with sulfur vapors, is then subjected, - in the manner known as such and with the aim of destroying the secondary products, formed in the reduction process, such as carbon oxysulphide , carbon disulfide and hydrogen sulfide, with release of the sulfur contained therein, - to an additional treatment at increased temperature by means of catalysts, advantageously in the presence of sulfur dioxide in excess.
Considering, however, that tests have shown that disturbances are encountered when, - in the event of use of coke, or other solid reducing agents with a carbon content, - the gas coming from the reduction process is brought immediately to, its exit from the reduction furnace on the oatalysts, and that these disturbances are caused by coke dust, ash particles and the like, entrained by the gas, according to the invention the gas leaving the reduction process is subjected, before its above-mentioned additional treatment, advantageously to an appropriate intermediate treatment, - for example in a high voltage electrostatic field, or to any other suitable treatment, for example by simple filtration, or also by various means, - releasing it as much as possible entrained solid particles, such as coke,
ash and the like.
The additional treatment of the gas thus purified is then carried out in a special chamber in the presence of catalysts and at temperatures up to about 700 C and below to above the melting point of sulfur, the secondary products.
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The aforementioned areas with a sulfur content, present in the gas, being at the same time destroyed under conversion of their content in elemental sulfur. It is indicated as a suitable catalyst for example bauxite. However, instead of or alongside bauxite, other catalysts, for example already known for the stated purpose, can also be used.
The additional catalytic treatment of the gas resulting from the reduction process is carried out in a particularly advantageous manner in the presence of an excess of sulfur dioxide, by which the destruction of the side products containing sulfur, - with separation of the latter under form of elemental sulfur, - is considerably accelerated, the temperature necessary for this being at the same time considerably lowered.
The necessary additional quantity of SO2 can be added to the gas, - after leaving the reduction furnace, or before its additional treatment, - from the outside, or in the form of pure sulfur dioxide, for example obtained by means of the process. above absorption, or in the form of a gas containing SO 2, for example starting gas for the absorption process.
'However, care can also be taken, - by means of an appropriate adjustment of the flow rate of the gas containing sulfur dioxide content through the reduction furnace, - that the gas leaving the latter still contains the desired quantity of excess sulfur dioxide, or part of this quantity, the missing quantity having to be supplemented in the latter case by a supply of SO2 from the outside. It is natural that one can also proceed simultaneously in these two ways.
By conducting the SO2-containing gas in an accelerated manner through the reduction furnace, so that the gas retains an excess of SO2, the advantage is realized, that the formation of unwanted sulfur-containing side products is hampered. already during the reduction process.
Gas, having undergone the additional treatment described
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above, the elemental sulfur which it contains is then removed in a manner known as such, in solid or liquid form, in suitable condensation installations, for example in high tendon electrostatic fields, or another which may also be partly in liquid form and partly in solid form.
The small amount of sulfur that remains in the gas, for example in the case of condensation of sulfur in liquid form, can be subtracted from the gas by a subsequent treatment in a high voltage electrostatic field, advantageously at a temperature below that of the melting point. sulfur. The sulfur dioxide residues possibly still contained in the gas, can be removed from the latter by a new treatment with organic bases according to the absorption process described above, or according to another absorption process, for example known, and can be reintroduced into the reduction process together with fresh sulfur dioxide.
Besides the aforementioned use of the sensible heat of the gas leaving the reduction process, for preheating the gas intended to be introduced into the reduction process, further economic and technical advantages can be realized by the use of waste heat, for example by the use of the waste heat of the gas leaving the additional catalytic treatment, for the heating necessary in the first stage of the process, for the expulsion of the sulfur dioxide absorbed.
The process according to the invention can be carried out, for example, in the manner described below with reference to the appended drawing showing schematically and by way of example an apparatus which can be used for carrying out the present process;
EXAMPLE
We start with a roasting gas with 5% by volume of SO2 and 11% by volume of O2. First, the gas, entering through 1, is passed through a high voltage electrostatic field 2, in which the gas is released from the dust entrained by sulfur dioxide and sulfur.
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Then, the gas is passed, at a rate of 230,000m3 per 24 hours through conduits 3- and 4 and through the two towers 5 and 6 of an absorption installation, arranged in series, while a mixture of parts equal of xylidine and water is pumped. , in a closed circuit, through said towers, - countercurrent with respect to the gas, - collecting tanks 7 and 8 arranged downstream of the towers, the steam-heated expulsion column 9-11 and the cooler 12 using pumps 13-15 and through conduits 16-18.
The gas leaves tower 6 of the absorption installation by 19 into the atmosphere with a residual content of 0.1% by volume of SO2. The absorption mixture leaving tower 5 with a content of approximately 180 kg of SO2 / m3, arrives from there through the collecting tank 7, the pump 13 and the pipe ¯16, in the expulsion column 9 -11, gives up there in gaseous form the sulfur dioxide absorbed and returns through the cooler 12, the pump 15 and the pipe 18 in the absorption tower 6.
The xylidine sulfate formed in side reactions in the absorption mixture is continuously decomposed by addition of sodium hydroxide to xylidine and sodium sulfate, which is dissolved in the aqueous phase of the absorption mixture. In order to avoid an undesirable increase in the sodium sulphate concentration in the latter, part of the aqueous phase of the absorbent is continuously discharged from the expulsion column, through the separator vessel 11 to the vessel. to the valve water 20. To compensate for the part thus evacuated, a corresponding quantity of fresh water, respectively of sodium hydroxide solution, is added to the absorbent. The soda consumption is 350 kg of Na2CO3 per 24 hours.
100% sulfur dioxide, leaving the expulsion column at a rate of 11,200 m3 per 24 hours, is directed, by means of the gas pump 21, through the conduits 22 and 23 and of
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the heat exchanger 24, in which it is preheated to 00-500 by the reduction gases from the sulfur recovery plant, then entering through line 32 into the gasifier 25 loaded with coke. In the latter, most of the sulfur dioxide is reduced to elemental sulfur at temperatures of 1000-1100 *, this temperature being maintained without external heating, only by the heat of reaction, combined with the sensible heat of the gases. preheated reaction cells.
Coke consumption is 7 ts per 24 hours. If the roasting gas were subjected directly to the reduction process, without prior enrichment, the coke consumption would be 25 ts for the same time interval.
The gas passed through the gasifier 25 with such a speed that it contained at its outlet from the latter, alongside 1000-1200 g of elemental sulfur per m3 and 70% by volume of carbonic acid, 8% by volume of carbon monoxide, 12% by volume of carbon oxysulfide and hydrogen sulfide, another 10% by volume of unreduced sulfur dioxide.
Then the gas arrives through line 26 in a dust separation chamber 27 filled with pieces of quartz, where it is released from entrained particles of coke and ash, up to a dust content of 0.05 g / m3 and then enters through pipe 29 together with fresh SO2 coming through pipe connection 28, from the outlet pipe 22 of the expulsion column 9, (at the rate of 600 m3 of SO2 per 24 hours) into the catalysis chamber 30 filled with bauxite. In the latter, the carbon monoxide and carbon oxysulphide, as well as the hydrogen sulphide, present in the gas, are converted at a temperature of 600., practically quantitatively, into sulfur vapor, carbonic acid and water.
The gas liberated from said impurities then arrives from the catalyst chamber 30, at a temperature of 600, through line 31,
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in the heat exchanger 24, - crossed on the other hand by the SO2 expelled in the column 9 and intended to be fed into the gasifier 25, - preheats (in 24) the SO2 to 400-500., and arrives at a clean temperature of 300. through line 33 in the sulfur condenser 34, consisting of a hot water cooler. 13.5 ts of liquid sulfur are withdrawn from the latter in 24 hours.
The gas leaving the sulfur condenser 34 is still finally led through the conduit 35 through a high voltage electric field 36, in which the remainder of sulfur is subtracted at 130, at a rate of 1.5 ts per day, in the liquid state. A total of 15 ts of sulfur are therefore obtained in 24 hours.
The residual gas escapes at 37 into the chimney. It only contains sulfur dioxide traae.
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