Procédé de fabrication de l'acéthylène <B>du</B> bicarbonate de sodium La présente invention a pour objet un procédé de fabrication de l'acétylène et du bicarbonate de sodium.
Le présent procédé est un procédé combiné et économique de fabrication de ces composés. L'acéty lène, par exemple, peut être produit avec un inves tissement de capital modique. Cette production d'acé tylène donne comme sous-produit de l'hydroxyde de calcium, qui joue un rôle essentiel dans le procédé combiné, comme on le verra ci-après.
Le procédé selon l'invention est caractérisé en ce que 1) On calcine du carbonate de calcium pour pro duire de l'anhydride carbonique et de l'oxyde de calcium ; 2) on chauffe de l'oxyde de calcium ainsi obtenu avec du carbone pour produire du carbure de calcium ; 3) on fait réagir le carbure de calcium résultant avec de l'eau pour produire de l'acétylène et de l'hydroxyde de calcium et on sépare ces produits ; 4) on fait réagir l'hydroxyde de calcium ainsi obtenu avec du chlorure d'ammonium pour produire de l'ammoniac et du chlorure de calcium<B>;</B> 5) on fait réagir de l'ammoniac ainsi produit dans le stade 4) et de l'anhydride carbonique avec du chlorure de sodium pour produire du chlorure d'ammonium et du bicarbonate de sodium;
6) on sépare le chlorure d'ammonium du bicarbonate de sodium et 7) on décompose dans le stade 4) le chlorure d'am monium ainsi produit.
On voit que l'on peut ainsi utiliser les sous-pro duits de manière extrêmement efficace. Par exemplé, après la réaction de l'oxyde de calcium avec du carbone pour produire du carbure de calcium et la réaction du carbure de calcium résultant avec de l'eau pour produire de l'acétylène et de l'hydroxyde de calcium, on sépare l'acétylène et l'hydroxyde de calcium, et on fait réagir l'hydroxyde de calcium avec le chlorure d'ammonium. L'acétylène est naturelle ment un produit de grande valeur par lui-même.
La réaction entre CaO et C produit du CO en plus du CaC2, lequel CO peut être oxydé en C02 et employé dans l'opération mentionnée de carbonatation.
Le schéma de circulation du dessin annexé illus tre clairement ce qu'on a qualifié plus haut de pro cédé économique et combiné. L'économie de n'im porte quel procédé chimique dépend en majeure partie de l'utilisation efficace des sous-produits et de l'asso ciation des différentes réactions, et on voit facile ment que le présent procédé remplit particulièrement bien ces conditions.
Le procédé selon l'invention peut être réalisé de la façon suivante (voir schéma annexé) : on décom pose du carbonate de calcium (par exemple de la pierre calcaire) en CaO et C02. Cette décomposition peut être effectuée dans tout appareil approprié, tel que four à cuve vertical, la température étant main tenue entre environ 900 et 13000 C, de préférence de 1050 à 12000 C. On fait passer le C02 ainsi formé dans une solution de chlorure de sodium (saumure) saturée d'ammoniac, avec laquelle il réagit.
La sau mure est ammoniée de façon économique par utili sation de sous-produits gazeux contenant du NH3 produits à divers stades du procédé comme on le verra plus loin.
On refroidit la saumure ammoniacale à environ 300 C avant son introduction dans les tours de car bonatation. Si on introduisait la saumure ammonia cale chaude au sommet desdites tours, elle subirait une évaporation d'ammoniac excessive, provoquée par les gaz contenant du CO<B><U>,</U></B> circulant à contre-cou rant. Même à 30o C ou au voisinage de cette tempé- rature, le gaz, contenant du C02, non absorbé par la saumure ammoniacale avec laquelle il a été mis en contact, contient une certaine proportion d'ammo niac.
Après son évacuation des tours, ce gaz ammo niacal peut être utilisé pour ammoniser une nouvelle quantité de saumure comme décrit ci-dessus.
Dans la pratique industrielle, l'opération de car bonatation peut être effectuée en deux temps. Par exemple, lorsqu'on utilise quatre tours de carbonata tion en parallèle et que l'une d'entre elles commence à fonctionner de manière défectueuse en raison du NaHC03 solide incrustant ses surfaces internes, on peut la convertir en une tour de carbonatation et d'épuration.
Pour cela, on introduit dans la tour con tenant des incrustations, un gaz pauvre en C02 (envi ron 40% en volume de C02) en contact à contre-cou rant avec la saumure s'écoulant de haut en bas, de manière à carbonater la saumure juste en dessous du point de précipitation. La liqueur soutirée de cette tour, qui a dissous et entraîné le bicarbonate de so dium solide incrustant les surfaces internes, est en suite conduite dans les autres tours et carbonatée jusqu'au point de précipitation. Après avoir éliminé les produits solides de la tour d'épuration, celle-ci peut être à nouveau convertie en tour de carbonata tion.
On peut également faire travailler plusieurs tours de carbonatation et d'épuration en parallèle et, natu rellement, plusieurs tours de carbonatation en paral lèle.
On soutire un produit contenant du bicarbonate de sodium et du chlorure d'ammonium de la partie inférieure des tours de carbonatation. La solution de chlorure d'ammonium contient des particules soli des dispersées de bicarbonate de sodium. On conduit ce produit dans un filtre, tel qu'un filtre rotatif, qui effectue la séparation du bicarbonate de sodium solide de la liqueur de chlorure d'ammonium.
Les gaz, tels que le C02, produits au cours du procédé, peuvent être épurés, concentrés, dilués, com primés ou traités d'autres façons lorsque cela est indiqué du point de vue technique. On utilise une partie du C02 à 40% en volume provenant de l'opé ration de calcination du CaCO3 dans la ou les tours de carbonatation et d'épuration.
Comme indiqué ci- dessus, la concentration du C02 introduit dans la tour d'épuration est inférieure à celle du CO., introduit dans la tour de précipitation.
Il est indiqué, dans ce mode d'exécution, de maintenir une pression mano- métrique d'environ 2,8 kg/cm2 sur le CO., introduit dans les tours de carbonatation, alors qu'une pression manométrique d'environ 1,4 kg/cm- est désirable pour d'autres fonctions, comme on le verra plus loin.
On conduit la liqueur de chlorure d'ammonium, après l'avoir séparée du bicarbonate de sodium sur le filtre rotatif dans le premier étage d'une installa tion de distillation de l'ammoniac, qui comprend un préchauffeur dans lequel elle est chauffée à une tem pérature comprise entre 82 et 94,1 C. On la fait passer ensuite dans une colonne d'entraînement dans laquelle une partie de l'ammoniac libre présent dans la liqueur est chassée. On la mélange avec de l'hydroxyde de calcium dans un préchauffeur puis on la conduit dans une colonne de chaulage.
Il est maintenant nécessaire de retourner à la seconde branche de l'opération de calcination du car bonate de calcium mentionnée ci-dessus, afin de mon trer la provenance de l'hydroxyde de calcium néces saire à la réaction mentionnée du chlorure d'ammo nium avec la chaux. On donne plus loin une descrip tion plus détaillée de l'opération de distillation de <B>NH; 3.</B>
Comme indiqué, le carbonate de calcium est décomposé en oxyde de calcium et anhydride carbo nique. On introduit une partie de l'oxyde de calcium ainsi produit (voir schéma de circulation) dans un four électrique dans lequel il réagit avec du coke. En général, on mélange le carbonate de calcium et le coke préalablement à leur introduction dans le four électrique, avec un rapport du carbonate au coke en général légèrement supérieur au rapport théorique.
On peut utiliser comme four, un four électrique constitué en gros par une enveloppe circulaire, carrée ou rectangulaire, doublée à l'intérieur de briques réfractaires, et par un fond consistant en une sole faite de blocs de carbone ou d'anthracite. Le sommet du four peut être ouvert. Des trous de coulée sont ménagés dans. les parois latérales, juste au-dessus du niveau supérieur de la sole. Plusieurs électrodes sont suspendues verticalement dans le four et descendent jusqu'à un niveau déterminé, ordinairement inférieur de 30 cm à 1 m au niveau de la charge dans le four.
On porte le four à une température d'environ 2000 à 2200 C et on obtient en général un produit contenant de 80 à 90% en poids de CaCa. On retire ce produit par les trous de coulée mentionnés. Le CO chaud formé au cours de la réaction peut être con verti en C02 au contact de l'atmosphère et peut être récupéré et utilisé dans le présent procédé, par exem ple dans l'opération de carbonatation décrite. Ceci fait encore ressortir l'économie exceptionnelle du pro cédé selon l'invention.
D'autre part, le CO sortant des fours à carbure peut être oxydé pour produire un gaz à haute concentration en C02, pouvant être utilisé en association avec le gaz contenant du CO, prove nant de l'opération de calcination de CaCO3, ce qui met à disposition une quantité de CO., suffisante à la mise en oeuvre du procédé sans qu'il soit nécessaire de calciner le NaHC0;3 retiré du filtre rotatif.
On refroidit le CaC., retiré du four par les trous de coulée. Un refroidissement efficace peut être ob tenu par coulée continue. A cet effet, on coule le CaC., fluide dans de petites lingotières, cuves ou creu sets fixés à une roue ou une courroie transporteuse. On laisse le CaC. refroidir dans ces récipients, puis on l'entasse dans de grands concasseurs à mâchoires et on le pulvérise. On introduit le carbure de calcium ainsi préparé dans un générateur d'acétylène, dans lequel on le fait réagir avec de l'eau.
La réaction entre le carbure de calcium et l'eau est pratiquement ins- tantanée et l'acétylène est évacué sous forme gazeuse alors qu'une suspension d'hydroxyde de calcium reste dans le générateur.
Un générateur d'acétylène pratique consiste en un réservoir d'eau cylindrique posé sur sa base et sur monté d'un boîtier contenant le mécanisme d'alimen- tation en carbure. Le réservoir d'eau comporte des moyens de remplissage et de vidange. L'acétylène produit dans le générateur est évacué et acheminé par une conduite à l'endroit voulu. Le générateur doit de préférence être dimensionné de manière à contenir 8,351 d'eau par kg de carbure de calcium et assurer un débit d'acétylène de 61,81 par h et par kg de carbure.
On introduit les réactifs dans le générateur à température ordinaire (221, C, plus ou moins 5,1 C).
Selon un autre mode d'exécution du procédé selon l'invention, on retire l'hydroxyde de calcium formé dans le générateur et on l'introduit dans un extinc teur rotatif, et on l'enrichit avec une partie de l'oxyde de calcium retiré de l'opération de calcination du carbonate de calcium mentionnée ci-dessus (voir schéma de circulation). La suspension de CaO retirée du générateur d'acétylène doit être enrichie, car elle contient moins d'environ<B>15%,</B> en général environ 10% de CaO en poids. Une suspension de CaO d'en viron 20 à 35% en poids est avantageuse, et une concentration d'environ 27% en poids, soit environ 276 g de CaO actif par litre, est préférée.
L'extincteur rotatif utilisé comprend une enve loppe cylindrique tournante comportant un fond et une extrémité de décharge, celle-ci étant pourvue d'une enveloppe interne concentrique, pénétrant sur environ 1/4 de la longueur de l'enveloppe externe. La suspension de Ca(OH)2 provenant du générateur et enrichie de CaO provenant du calcinateur de CaCO3 entre par l'extrémité de décharge dans l'en veloppe interne. Le lait de chaux produit est retiré par la même extrémité, entre les enveloppes interne et externe.
La matière en digestion lente et la matière non digérée sont chassées vers l'arrière, de sorte qu'elles disposent d'une longue durée pour céder toutes leurs particules suspendues au lait. La matière non digérée est soutirée et évacuée par le fond.
Selon un autre mode d'exécution, on introduit dans le four à carbure de calcium la totalité de la chaux produite dans le four à chaux, et on la fait réagir avec du coke. On conduit le CaC., produit au générateur d'acétylène et on le fait réagir avec de l'eau pour former de l'acétylène et du Ca(OH)2 sous forme de suspension. On fait passer cette suspension dans un décanteur, dans lequel le Ca(OH), se dépose, on retire le liquide limpide surnageant et on le recycle au générateur d'acétylène.
Cette opération de décan tation peut être réglée de manière à fournir une sus pension de Ca(OH)2 de la concentration en CaO indi quée ci-dessus.
On introduit le lait de chaux provenant de l'ex tincteur dans un appareil de préchaulage. Dans cet appareil, qui peut consister en un simple récipient pourvu d'un agitateur, on mélange la liqueur de chlorure d'ammonium mentionnée avec la chaux éteinte, ce qui donne un mélange de température d'environ 980 C. Avant de conduire la liqueur de chlorure d'ammonium dans l'appareil de préchaulage, on la fait passer dans une colonne de séparation, qui peut être constituée par la partie supérieure de la colonne de chaulage mentionnée, ladite partie supé rieure contenant un lit de coke ou de quartz.
De là, on la fait passer à l'appareil de préchaulage. On in troduit le mélange de liqueur de chlorure d'ammo nium et d'hydroxyde de calcium, provenant de cet appareil, dans la colonne de chaulage, en un point situé juste en dessous du lit de coke, et on la fait couler de haut en bas sur une série de plateaux dis posés verticalement. On introduit en contre-courant un courant de vapeur à environ 112 C, ce qui pro duit une réaction donnant du chlorure de calcium et de l'ammoniac. On retire le chlorure de calcium par la base de la colonne de chaulage. La vapeur et l'ammoniac sortant de la colonne passent de bas en haut à travers la colonne d'entraînement mentionnée et dans le préchauffeur (voir schéma de circulation).
Ce mélange de vapeur et d'ammoniac sert à chauffer à une température de 82 à 940 C la liqueur de chlo rure d'ammonium passant dans le préchauffeur, comme indiqué. Le préchauffeur comprend une enve loppe cylindrique contenant des tubes dans lesquels on fait passer la solution de chlorure d'ammonium. Le mélange de vapeur et d'ammoniac passe autour desdits tubes, ce qui produit un échange de chaleur. A la suite de cet échange de chaleur, on introduit le mélange de vapeur et d'ammoniac dans un conden- seur maintenu à une température d'environ 300 C. Le condenseur peut être réuni à l'appareil de préchauf fage et ne former qu'un avec celui-ci.
Le condenseur, comme le préchauffeur, peut comprendre une enve loppe contenant une série de tubes dans lesquels on fait passer de l'eau à environ 30o C.
L'échange de chaleur entre le mélange de vapeur et d'ammoniac et les tubes à 30o C condense la va peur en eau, et l'ammoniac gazeux peut ensuite être retiré du condenseur. Cependant, la vapeur ainsi condensée est saturée d'ammoniac, et peut être recy clée dans la conduite mentionnée de la liqueur de chlorure d'ammonium en un point précédant immé diatement son entrée dans la colonne de séparation. De cette façon, l'ammoniac gazeux qui est de si grande valeur pour le présent procédé, n'est pas perdu.
Le schéma de circulation suggère une autre modi fication selon laquelle l'appareil est construit de ma nière que le condensai sortant de la colonne de con densation passe tout d'abord dans le préchauffeur, puis dans la colonne d'entraînement.
L'ammoniac gazeux retiré du condenseur a une température d'environ 55 à 60 C. On le conduit dans un absorbeur, dans lequel il est mis en contact avec de la saumure purifiée. La purification de la saumure est décrite ci-dessous.
On introduit l'ammoniac gazeux à la base d'un absorbeur allongé vertical et on le fait monter en contre-courant avec une solution de saumure purifiée s'écoulant de haut en bas. L'absorbeur est maintenu à une température d'environ 60 à 650 C au moyen de serpentins disposés dans ce dernier et alimentés en eau. Par cette opération, dite ammonisation, la saumure purifiée est saturée d'ammoniac.
On conduit ensuite la saumure ammoniacale dans un décanteur dans lequel on sépare les boues de la saumure, puis dans un réfrigérant, où sa température est abaissée à environ 30o C, puis dans les tours de carbonatation mentionnées, où on la fait descendre sur des plateaux et on la fait réagir avec un courant d'anhydride car bonique circulant à contre-courant, etc. On dirige les boues séparées de la saumure ammoniacale dans la colonne de chaulage, où elles sont mélangées avec le mélange d'hydroxyde de calcium et de chlorure d'am monium entrant dans cette colonne. On récupère ainsi des produits de valeur, par exemple l'ammoniac gazeux retenu dans les boues.
La colonne de chaulage, la colonne (Tentraine- ment, le préchauffeur, le condenseur et l'absorbeur peuvent être maintenus en dépression pour que la contre-pression soit réduite au minimum. Pour cela, on peut par exemple relier une pompe à vide à l'ab- sorbeur.
Pour empêcher une contamination de l'absorbeur et de la ou des tours de carbonatation, il est néces saire que la saumure soit purifiée, car la plupart des saumures contiennent des impuretés telles que Ca++ et Mg++. Pour cela, on peut épurer la saumure au moyen des gaz sortant des tours de carbonatation, de l'absorbeur et du filtre (voir schéma de circula tion). Comme ces gaz contiennent de l'anhydride car bonique et de l'ammoniac, ils réagissent facilement avec des impuretés pour former des carbonates aisé ment séparables.
En outre, une grande partie de l'ammoniac présent dans les gaz sortants est absorbée par la saumure, et cette opération réduit donc la proportion d'ammoniac nécessaire à l'ammonisation de la saumure dans l'absorbeur. Grâce à cette mé thode de purification, l'absorption de l'ammoniac débute avec la purification de la saumure.
Comme représenté dans le schéma de circulation, les gaz sortant de l'absorbeur, des tours de carbonata tion et du filtre, sont conduits à des laveurs ou épu rateurs, dans lesquels on ne fait passer qu'une partie de la totalité des produits en circulation.
Une autre méthode particulièrement efficace de purification consiste à traiter la saumure avec de la chaux et du carbonate de sodium calciné. Le carbo nate de sodium agit en éliminant le calcium, alors que le magnésium présent est précipité par la chaux. On effectue ce traitement de préférence à froid, et avec un léger excès de chaux et de carbonate de so dium, par rapport aux impuretés de magnésium et de calcium présentes dans la saumure. Les impuretés se déposent et forment une boue en laissant une saumure limpide. Il convient d'avoir un rapport convenable de l'am moniac au chlorure de sodium dans la saumure am moniacale. Le titre en chlore (qui représente le chlo rure de sodium) doit de préférence être maintenu aussi élevé que possible.
Une unité de titre corres pond à '/:. de la normalité. La concentration de chlorure de sodium dans la saumure ammoniacale doit donc de préférence être inférieure à environ 90 unités de titre en chlore. Si la concentration d'am moniac dans la saumure est trop élevée, il en résulte une précipitation de quantités excessives de bicarbo nate d'ammonium avec le bicarbonate de sodium. Si la concentration d'ammoniac dans la saumure est trop faible, la décomposition du chlorure de sodium est relativement moins marquée et par conséquent une grande partie du sel est perdue.
Une opération particulièrement importante du présent procédé consiste dans le chauffage du CaO (produit par la décomposition du carbonate de cal cium) avec du coke pour former du carbure de cal cium et de l'oxyde de carbone, le carbure de calcium ainsi obtenu étant séparé du CO formé comme sous- produit et mis à réagir avec de l'eau pour former de l'acétylène et de l'hydroxyde de calcium. La réaction entre le CaO et le coke se produit facilement aux températures d'environ 2000 à 2200 C, comme men tionné, alors que la réaction CaC,-H@O se déroule convenablement à température ordinaire.
Le présent procédé a pour avantage économique et pratique que la totalité ou sensiblement la totalité du carbure de calcium produit réagit directement avec l'eau, ces composés se convertissant en acétylène et en hydro- oxyde de calcium. <I>Exemple</I> On mélange 5730 kg de pierre calcaire (97% en poids de CaCO3) et 458 kg de coke (86% en poids de carbone fixe et 2% en poids d'eau) et on introduit ce mélange au sommet d'un four à chaux à cuve ver ticale. On calcine pendant 38h à 1100 C, ce qui produit un gaz contenant du CO., (40% de C02 en volume, 3800 kg de CO=) et 2820 kg de chaux con tenant 93 % en poids de CaO disponible.
On mélange 884 kg de la chaux ainsi produite et retirée du fond du four avec 566 kg de coke (préséché et contenant <B>88%</B> en poids de carbone fixe et moins de 1 % en poids de H20) et on achemine ce mélange vers un four électrique à carbure. On introduit ce mélange de façon intermittente dans le sommet du four. Le four est formé d'une enveloppe circulaire pourvue d'une doublure interne de briques réfractaires et d'un fond formé d'une sole faite de blocs de carbone. Trois électrodes sont suspendues verticalement dans le four et pénètrent jusqu'à 61 cm en dessous de la charge du four. On maintient le four à une tempé rature de 2000 C.
Juste au-dessus du niveau supérieur de la sole, des trous de coulée sont ménagés à travers les parois latérales, et servent à évacuer le CaC, fondu du four. Des 960 kg de matière coulée, 725 kg sont du car- bure de calcium, 172 kg sont du CaO et 9 kg sont des matières inertes. On fait couler la matière souti rée dans de petites auges fixées à une courroie trans porteuse. Après refroidissement dans ces auges, on la retire de celles-ci, on l'introduit dans un grand broyeur à mâchoires et on la pulvérise. On retire 317 kg de CO gazeux par le sommet du four à carbure.
On achemine le mélange de CaC; et de CaO provenant du broyeur dans un générateur à acétylène, où on le mélange à température ordinaire (220 C plus ou moins 50) avec 7550 kg d'eau. Il se produit une réaction pratiquement instantanée et on retire 285 kg d'acétylène par le sommet.
On retire du générateur d'acétylène 789 kg de CaO sous forme de Ca(OH),, (représentant 9,5% en poids de CaO dans une suspension aqueuse) et on l'introduit dans un extincteur rotatif. On y introduit également le CaO (1935 kg) restant de l'opération de calcination de CaCO3 (et non utilisé dans la fabrica tion du CaC2). L'extincteur rotatif consiste en une enveloppe cylindrique tournante pourvue d'une ex trémité de décharge et d'un fond, l'extrémité de dé charge comportant une enveloppe interne concentri que pénétrant sur '/4 de la longueur de l'enveloppe externe.
On mélange la suspension de Ca(OH)\, provenant du générateur et le CaO provenant de la calcination du CaCO., et on introduit ce mélange par l'enveloppe interne. On soutire le lait de chaux produit dans l'extincteur entre les enveloppes interne et externe à l'extrémité de décharge, en chassant vers l'arrière la matière en digestion lente et non digérée, la matière non digérée, étant évacuée par le fond.
On produit ainsi une suspension de Ca(OH)2 contenant 27 % en poids de CaO sous forme de Ca(OH)2 et 7550 kg d'eau, soit environ 276 g de CaO/1. On retire et évacue de l'extincteur rotatif 442 kg de matière non digérée. On introduit la sus pension de Ca(OH)2 dans un appareil de préchau- lage et on la mélange avec du chlorure d'ammonium.
On prépare le chlorure d'ammonium en introdui sant 23,3 m3 d'une saumure purifiée (7220 kg de NaCl) dans le sommet d'un absorbeur vertical conte nant des serpentins alimentés en eau pour le maintien de la température, et en ammonisant avec 2560 kg de gaz ammoniac à 570, introduit à la base de l'ab- sorbeur et circulant à contre-courant avec la saumure descendante.
On utilise les gaz sortant par le haut de l'absorbeur pour purifier environ '/B des 23,3 m3 de saumure mentionnés ci-dessus. On utilise à cet effet un laveur à gaz à absoiption, qui est une simple tour pourvue d'un grand nombre de capuchons à barbo tage, par lesquels le gaz circule en contact avec la saumure descendante. La purification du restant de la saumure est décrite ci-après.
La saumure ammoniacale est conduite dans un décanteur à réservoir de Dorr, dans lequel les boues se déposent et sont envoyées dans une colonne de chaulage décrite ci-après. On introduit ensuite la saumure ammoniacale dans un réfrigérant, où sa température est ramenée à 300 C, puis au sommet d'une tour de carbonatation et d'épuration, dans la quelle on la fait circuler de haut en bas.
On introduit à contre-courant par rapport à la saumure du gaz contenant du C02 (468 m3 de gaz contenant 40% en volume de CO,, soit 476 kg de CO,), à une pression manométrique de 2,8 kg/cm2. Ce gaz est une portion du gaz contenant du CO., (40% de C02 en volume) produit dans le four à chaux décrit ci-dessus, laquelle portion a été lavée et comprimée (voir schéma de circulation).
On introduit le gaz sortant par le sommet de la tour dans une tour de lavage à gaz, où il est utilisé pour purifier approximativement les '/a de la solution de 23,3 m3 de saumure introduite dans le système comme décrit ci-dessus (voir schéma de circulation).
On divise la saumure ammoniacale qui a été sou mise au traitement dans la tour de carbonatation et d'épuration en quatre courants égaux que l'on con duit dans quatre tours de carbonatation de précipita tion disposées en parallèle, où on la soumet à l'action de gaz contenant du CO_ provenant de différentes sources et introduit en divers points de la tour.
Un courant de gaz fourni en proportions égales aux quatre tours provient à la fois du four à chaux et du tambour de calcination du NaHC03 ; c'est- à-dire qu'une portion de celui-ci (813 kg de COD est formée du gaz contenant du CO_, (3800 kg de C02 sous forme de C02 à 40%) produit par le four à chaux, et l'autre portion consiste sensiblement en la totalité du gaz contenant du CO, (1610 kg de C02 sous forme de C02 à<B>95%</B> en volume)
provenant de la calcination de NaHC03 décrite ci-après. Chaque portion est lavée séparément avant d'être mélangée ; on comprime ensuite le mélange total pour obtenir un gaz contenant du CO, sous une pression manométri- que de 2,8 kg/cm2 et à une concentration de 65% en volume de C02, formant un volume total de 2040 m3.
On introduit en proportions égales dans les quatre tours (voir schéma de circulation) un autre courant de gaz contenant du C02 (1395 kg de C02 sous forme de C02 à 40% en volume) provenant de la produc tion totale de C02 du four à chaux. Ce gaz est lavé et comprimé à une pression manométrique de 1,4 kg/ cm2. Ce courant représente également 2040 m3 de gaz.
On introduit à la base des tours de carbonatation de fabrication le courant premièrement mentionné de gaz contenant du C02 en contre-courant, comme dans la tour de carbonatation d'épuration. On introduit le courant deuxièmement mentionné dans la partie centrale de la tour, ce qui explique la différence de pression des gaz. On ajoute les gaz sortant des tours de carbonatation de précipitation aux gaz sortant de la tour de carbonatation d'épuration et on les intro duit dans la tour de lavage de gaz comme décrit ci- dessus (voir schéma de circulation).
On retire de la partie inférieure des tours de car bonatation de précipitation un produit contenant du bicarbonate de sodium et du chlorure d'ammonium à la température de 25o C, et on le filtre sur un filtre rotatif qui sépare le bicarbonate de sodium solide de la liqueur de chlorure d'ammonium.
On conduit les gaz sortant du filtre rotatif dans un laveur à gaz sortant du filtre, dans lequel on fait passer et on lave approximativement '/a des 23,3 m3 mentionnés de saumure avant de les faire entrer dans l'absorbeur.
On conduit la liqueur contenant du chlorure d'ammonium, séparée du bicarbonate de sodium sur le filtre rotatif, dans un préchauffeur dit préchauf- feur d'alimentation de la colonne , contenant des tubes dans lesquels circule la liqueur, lesquels tubes sont chauffés extérieurement à 850 C au moyen de gaz sortant d'une colonne de chaulage, d'une colonne d'entraînement et d'un appareil de préchaulage décrit ci-après.
On retire du préchauffeur la liqueur de chlorure d'ammonium à 70 C et on l'introduit dans une colonne d'entraînement dans laquelle on la fait circuler de haut en bas à travers un lit de coke et en contre-courant avec les gaz provenant de l'appareil de préchaulage et de la colonne de chaulage mention nés ci-dessus. De la colonne d'entraînement, la li queur est conduite dans un appareil de préchaulage dans lequel elle est mélangée avec la suspension de Ca(OH)2 (27% en poids de CaO sous forme de Ca(OH).,), préparée dans l'extincteur rotatif décrit ci-dessus (voir schéma de circulation).
On fait passer les gaz sortant de l'appareil de préchaulage à travers la colonne d'entraînement et le préchauffeur d'alimentation de la colonne. On agite le mélange Ca(OH)2-NH#,Cl dans l'appareil de pré- chaulage, qui comprend un récipient pourvu d'un agitateur, puis on l'introduit dans une colonne de chaulage où il s'écoule de haut en bas sur une série de plateaux disposés verticalement. On introduit à contre-courant un courant de vapeur à 1120 C, ce qui produit une réaction donnant du chlorure de calcium et un gaz contenant de la vapeur d'eau et de l'ammoniac.
Le produit résiduel contenant du chlorure de calcium consiste en 4815 kg de CaCh, 2140 kg de NaCl, 297 kg de CaO et 12 230 kg de H.,O. On évacue ce produit par la base de la colonne de chaulage.
On retire le gaz contenant de l'ammoniac et de la vapeur (850 C) du haut de la colonne de chaulage, on le mélange avec les gaz sortant de l'appareil de préchaulage, et on le fait passer dans la colonne d'entraînement en contre-courant avec la liqueur de chlorure d'ammonium s'écoulant de haut en bas. Après être sorti de la colonne d'entraînement, le gaz passe dans le préchauffeur d'alimentation de la co lonne au contact des tubes disposés dans cette colonne transportant la liqueur de chlorure d'ammonium, ce qui produit un échange de chaleur.
Le gaz contenant l'ammoniac et la vapeur est conduit du préchauffeur à une colonne de condensation où il est mis en con- tact avec une série de tubes à circulation d'eau à 30 C. La vapeur se condense, et on fait passer l'am moniac relativement pur, retiré à une température de 57^ C, de bas en haut dans l'absorbeur décrit ci-des sus et en contre-courant avec la saumure purifiée. On introduit le condensa provenant du condenseur dans le préchauffeur d'alimentation de la colonne, en rap port d'échange de chaleur avec les tubes passant dans la colonne et transportant la liqueur de chlorure d'ammonium.
Du préchauffeur, le condensat est con duit à la colonne d'entraînement où il est mélangé avec la liqueur de chlorure d'ammonium, puis trans porté à l'appareil de préchaulage, à la colonne de chaulage, etc.
Process for the production of sodium acetylene <B> </B> bicarbonate The present invention relates to a process for the production of acetylene and sodium bicarbonate.
The present process is a combined and economical process for the manufacture of these compounds. Acetylene, for example, can be produced with a low capital investment. This production of acetylene gives as a by-product calcium hydroxide, which plays an essential role in the combined process, as will be seen below.
The process according to the invention is characterized in that 1) Calcium carbonate is calcined to produce carbon dioxide and calcium oxide; 2) the calcium oxide thus obtained is heated with carbon to produce calcium carbide; 3) the resulting calcium carbide is reacted with water to produce acetylene and calcium hydroxide and these products are separated; 4) the calcium hydroxide thus obtained is reacted with ammonium chloride to produce ammonia and calcium chloride <B>; </B> 5) the ammonia thus produced is reacted in the stage 4) and carbon dioxide with sodium chloride to produce ammonium chloride and sodium bicarbonate;
6) the ammonium chloride is separated from the sodium bicarbonate and 7) the ammonium chloride thus produced is decomposed in stage 4).
It can be seen that it is thus possible to use the by-products in an extremely efficient manner. For example, after the reaction of calcium oxide with carbon to produce calcium carbide and the reaction of the resulting calcium carbide with water to produce acetylene and calcium hydroxide, it is separated. acetylene and calcium hydroxide, and the calcium hydroxide is reacted with ammonium chloride. Acetylene is of course a very valuable product in itself.
The reaction between CaO and C produces CO in addition to CaC2, which CO can be oxidized to CO 2 and used in the aforementioned carbonation process.
The flow diagram of the appended drawing clearly illustrates what has been described above as an economical and combined process. The economy of any chemical process depends in large part on the efficient use of the by-products and the combination of the different reactions, and it is easily seen that the present process fulfills these conditions particularly well.
The process according to the invention can be carried out as follows (see appended diagram): calcium carbonate (for example limestone) is decomposed into CaO and C02. This decomposition can be carried out in any suitable apparatus, such as a vertical shaft furnace, the temperature being kept between about 900 and 13000 C, preferably 1050 to 12000 C. The CO 2 thus formed is passed through a solution of sodium chloride. sodium (brine) saturated with ammonia, with which it reacts.
The brine is economically ammoniated by using gaseous by-products containing NH3 produced at various stages of the process as will be seen later.
The ammoniacal brine is cooled to approximately 300 ° C. before its introduction into the carbonation towers. If the hot-wedge ammonia brine were introduced at the top of said towers, it would undergo excessive ammonia evaporation, caused by gases containing CO <B> <U>, </U> </B> circulating against the current . Even at or around 30o C, the CO 2 -containing gas not absorbed by the ammoniacal brine with which it has been contacted contains a certain proportion of ammonia.
After its evacuation from the towers, this ammoniacal gas can be used to ammonize a new quantity of brine as described above.
In industrial practice, the car bonatation operation can be carried out in two stages. For example, when four carbonation towers are used in parallel and one of them begins to malfunction due to solid NaHCO3 encrusting its internal surfaces, it can be converted into a carbonation tower and purification.
For this, we introduce into the tower containing encrustations, a gas poor in CO2 (about 40% by volume of CO2) in countercurrent contact with the brine flowing from top to bottom, so as to carbonate the brine just below the point of precipitation. The liquor withdrawn from this tower, which has dissolved and entrained the solid sodium bicarbonate encrusting the internal surfaces, is then carried into the other towers and carbonated to the point of precipitation. After removing the solid products from the purification tower, it can be converted again to a carbonation tower.
It is also possible to operate several carbonation and purification towers in parallel and, of course, several carbonation towers in parallel.
A product containing sodium bicarbonate and ammonium chloride is withdrawn from the lower part of the carbonation towers. The ammonium chloride solution contains solid particles of dispersed sodium bicarbonate. This product is passed through a filter, such as a rotary filter, which separates the solid sodium bicarbonate from the ammonium chloride liquor.
The gases, such as CO 2, produced during the process can be purified, concentrated, diluted, compressed or treated in other ways when technically indicated. A portion of the CO2 at 40% by volume from the operation of calcining the CaCO3 is used in the carbonation and purification tower (s).
As indicated above, the concentration of CO 2 introduced into the purification tower is lower than that of CO 4, introduced into the precipitation tower.
In this embodiment, it is recommended to maintain a gauge pressure of about 2.8 kg / cm2 on the CO., Introduced into the carbonation towers, while a gauge pressure of about 1, 4 kg / cm- is desirable for other functions, as will be seen later.
The ammonium chloride liquor, after separating it from the sodium bicarbonate on the rotary filter in the first stage of an ammonia distillation plant, which comprises a preheater in which it is heated to a temperature between 82 and 94.1 C. It is then passed through a stripping column in which part of the free ammonia present in the liquor is removed. It is mixed with calcium hydroxide in a preheater and then passed through a liming column.
It is now necessary to return to the second branch of the calcium carbonate calcination operation mentioned above, in order to show the origin of the calcium hydroxide necessary for the mentioned reaction of ammonium chloride. with lime. A more detailed description of the <B> NH distillation operation is given below; 3. </B>
As indicated, calcium carbonate is broken down into calcium oxide and carbonic anhydride. Part of the calcium oxide thus produced (see circulation diagram) is introduced into an electric furnace in which it reacts with coke. In general, the calcium carbonate and the coke are mixed prior to their introduction into the electric furnace, with a ratio of carbonate to coke in general slightly greater than the theoretical ratio.
One can use as furnace, an electric furnace constituted roughly by a circular, square or rectangular envelope, lined inside with refractory bricks, and by a bottom consisting of a hearth made of carbon or anthracite blocks. The top of the oven can be opened. Tap holes are made in. the side walls, just above the upper level of the hearth. Several electrodes are suspended vertically in the furnace and descend to a determined level, usually 30 cm to 1 m below the level of the load in the furnace.
The oven is brought to a temperature of about 2000 to 2200 C and a product is generally obtained containing 80 to 90% by weight of CaCa. This product is removed through the tap holes mentioned. The hot CO formed during the reaction can be converted to CO 2 on contact with the atmosphere and can be recovered and used in the present process, for example in the carbonation operation described. This again brings out the exceptional economy of the process according to the invention.
On the other hand, the CO coming out of the carbide furnaces can be oxidized to produce a gas with a high concentration of CO 2, which can be used in combination with the gas containing CO, coming from the operation of calcination of CaCO 3, which provides a quantity of CO., sufficient for the implementation of the process without it being necessary to calcine the NaHCO; 3 withdrawn from the rotary filter.
The CaC., Removed from the furnace through the tap holes, is cooled. Efficient cooling can be obtained by continuous casting. For this purpose, the CaC., Fluid is poured into small ingot molds, tanks or hollow sets fixed to a wheel or a conveyor belt. We leave the CaC. cool in these containers, then pile it in large jaw crushers and pulverize. The calcium carbide thus prepared is introduced into an acetylene generator, in which it is reacted with water.
The reaction between calcium carbide and water is almost instantaneous and acetylene is vented in gaseous form while a suspension of calcium hydroxide remains in the generator.
A practical acetylene generator consists of a cylindrical water tank placed on its base and mounted on a housing containing the carbide feed mechanism. The water tank has means for filling and emptying. The acetylene produced in the generator is evacuated and conveyed by a pipe to the desired location. The generator should preferably be sized so as to contain 8.351 water per kg of calcium carbide and ensure an acetylene flow rate of 61.81 per h and per kg of carbide.
The reagents are introduced into the generator at room temperature (221, C, plus or minus 5.1 C).
According to another embodiment of the process according to the invention, the calcium hydroxide formed in the generator is removed and introduced into a rotary extinguisher, and it is enriched with a portion of the calcium oxide. removed from the calcium carbonate calcination operation mentioned above (see flow diagram). The CaO slurry removed from the acetylene generator must be enriched because it contains less than about <B> 15%, </B> typically about 10% CaO by weight. A CaO suspension of about 20 to 35% by weight is preferred, and a concentration of about 27% by weight, or about 276 g of active CaO per liter, is preferred.
The rotary extinguisher used comprises a rotating cylindrical shell having a bottom and a discharge end, the latter being provided with a concentric inner shell, penetrating about 1/4 of the length of the outer shell. The Ca (OH) 2 suspension from the generator and enriched with CaO from the CaCO3 calciner enters through the discharge end into the inner shell. The whitewash produced is withdrawn from the same end, between the inner and outer casings.
Slowly digested matter and undigested matter are forced backwards, so that they have a long time to give up all their suspended particles to the milk. The undigested material is drawn off and evacuated at the bottom.
According to another embodiment, all of the lime produced in the lime kiln is introduced into the calcium carbide furnace, and it is reacted with coke. The CaC 4 produced is fed to the acetylene generator and reacted with water to form acetylene and Ca (OH) 2 as a suspension. This suspension is passed through a settling tank, in which the Ca (OH) is deposited, the clear supernatant liquid is removed and it is recycled to the acetylene generator.
This decantation operation can be adjusted so as to provide a suspension of Ca (OH) 2 from the CaO concentration indicated above.
The lime milk coming from the extinguisher is introduced into a pre-liming device. In this apparatus, which may consist of a simple vessel provided with a stirrer, the mentioned ammonium chloride liquor is mixed with the slaked lime, resulting in a temperature mixture of about 980 C. Before driving the liquor of ammonium chloride in the pre-liming apparatus, it is passed through a separation column, which may be constituted by the upper part of the mentioned liming column, said upper part containing a bed of coke or quartz.
From there, it is passed to the pre-liming device. The mixture of ammonium chloride and calcium hydroxide liquor from this apparatus is introduced into the liming column at a point just below the coke bed, and run down from above. below on a series of trays arranged vertically. A stream of vapor is introduced in countercurrent at about 112 ° C., which produces a reaction which gives calcium chloride and ammonia. The calcium chloride is removed through the base of the liming column. The steam and ammonia leaving the column pass from the bottom upwards through the mentioned entrainment column and into the preheater (see circulation diagram).
This mixture of steam and ammonia is used to heat the ammonium chloride liquor passing through the preheater to a temperature of 82 to 940 ° C., as indicated. The preheater comprises a cylindrical casing containing tubes through which the ammonium chloride solution is passed. The mixture of steam and ammonia passes around said tubes, which produces heat exchange. Following this heat exchange, the mixture of steam and ammonia is introduced into a condenser maintained at a temperature of about 300 C. The condenser can be joined to the preheating apparatus and only form 'one with this one.
The condenser, like the preheater, may consist of a casing containing a series of tubes through which water is passed at about 30o C.
The heat exchange between the mixture of steam and ammonia and the tubes at 30o C condenses the vapor into water, and the gaseous ammonia can then be removed from the condenser. However, the vapor thus condensed is saturated with ammonia, and can be recycled into the above-mentioned ammonium chloride liquor line at a point immediately preceding its entry into the separation column. In this way, the gaseous ammonia which is of such great value to the present process is not lost.
The flow diagram suggests a further modification whereby the apparatus is constructed so that the condensate leaving the condensing column passes first to the preheater and then to the drive column.
The gaseous ammonia withdrawn from the condenser has a temperature of about 55 to 60 ° C. It is conducted into an absorber, in which it is contacted with purified brine. The purification of the brine is described below.
Ammonia gas is introduced at the base of an elongated vertical absorber and made to rise in countercurrent with a purified brine solution flowing from top to bottom. The absorber is maintained at a temperature of approximately 60 to 650 ° C. by means of coils arranged in the latter and supplied with water. By this operation, called ammonization, the purified brine is saturated with ammonia.
The ammoniacal brine is then conducted in a settling tank in which the sludge is separated from the brine, then in a condenser, where its temperature is lowered to about 30o C, then in the carbonation towers mentioned, where it is lowered on trays. and reacted with a stream of carbonic anhydride flowing against the current, etc. The sludge separated from the ammoniacal brine is directed to the liming column, where it is mixed with the mixture of calcium hydroxide and ammonium chloride entering this column. This recovers valuable products, for example gaseous ammonia retained in the sludge.
The liming column, the column (drive, preheater, condenser and absorber can be kept under negative pressure so that the back pressure is reduced to a minimum. For this, a vacuum pump can be connected, for example, to the absorber.
To prevent contamination of the absorber and the carbonation tower (s), it is necessary that the brine be purified, as most brines contain impurities such as Ca ++ and Mg ++. To do this, the brine can be purified using the gases leaving the carbonation towers, the absorber and the filter (see circulation diagram). As these gases contain carbonic anhydride and ammonia, they easily react with impurities to form easily separable carbonates.
Furthermore, a large part of the ammonia present in the outgoing gases is absorbed by the brine, and this operation therefore reduces the proportion of ammonia required for the ammonization of the brine in the absorber. With this purification method, the absorption of ammonia begins with the purification of the brine.
As shown in the circulation diagram, the gases leaving the absorber, the carbonation towers and the filter, are led to scrubbers or purifiers, through which only part of the totality of the products is passed. circulation.
Another particularly effective method of purification is to treat the brine with lime and calcined sodium carbonate. Sodium carbonate works by removing calcium, while the magnesium present is precipitated by lime. This treatment is preferably carried out cold, and with a slight excess of lime and sodium carbonate, relative to the magnesium and calcium impurities present in the brine. The impurities settle and form a slurry, leaving a clear brine. There should be a proper ratio of ammonia to sodium chloride in the ammonia brine. The chlorine titer (which represents sodium chloride) should preferably be kept as high as possible.
A title unit corresponds to '/ :. of normality. The concentration of sodium chloride in the ammoniacal brine should therefore preferably be less than about 90 chlorine titer units. If the concentration of ammonia in the brine is too high, excessive amounts of ammonium bicarbonate will precipitate with the sodium bicarbonate. If the concentration of ammonia in the brine is too low, the decomposition of sodium chloride is relatively less marked and therefore much of the salt is lost.
A particularly important step of the present process is the heating of CaO (produced by the decomposition of calcium carbonate) with coke to form calcium carbide and carbon monoxide, the calcium carbide thus obtained being separated. CO formed as a by-product and reacted with water to form acetylene and calcium hydroxide. The reaction between CaO and coke readily occurs at temperatures of about 2000 to 2200 C, as mentioned, while the CaC, -H @ O reaction proceeds well at room temperature.
The present process has the economical and practical advantage that all or substantially all of the calcium carbide produced reacts directly with water, these compounds converting to acetylene and calcium hydroxide. <I> Example </I> 5730 kg of limestone (97% by weight of CaCO3) and 458 kg of coke (86% by weight of fixed carbon and 2% by weight of water) are mixed and this mixture is introduced at the top of a lime kiln with a vertical tank. It is calcined for 38 hours at 1100 ° C., which produces a gas containing CO. (40% of CO 2 by volume, 3800 kg of CO =) and 2820 kg of lime containing 93% by weight of available CaO.
884 kg of the lime thus produced and removed from the bottom of the furnace are mixed with 566 kg of coke (predried and containing <B> 88% </B> by weight of fixed carbon and less than 1% by weight of H20) and conveys this mixture to an electric carbide furnace. This mixture is introduced intermittently into the top of the oven. The furnace is formed by a circular envelope provided with an internal lining of refractory bricks and a bottom formed by a hearth made of carbon blocks. Three electrodes are suspended vertically in the oven and penetrate up to 24 inches below the oven load. The oven is kept at a temperature of 2000 C.
Just above the upper level of the hearth, tap holes are made through the side walls, and serve to remove the CaC, molten from the furnace. Of the 960 kg of cast material, 725 kg is calcium carbon, 172 kg is CaO and 9 kg is inert material. The withdrawn material is poured into small troughs attached to a conveyor belt. After cooling in these troughs, it is removed from them, put into a large jaw crusher and pulverized. 317 kg of CO gas are removed from the top of the carbide furnace.
The mixture of CaC is fed; and CaO from the mill in an acetylene generator, where it is mixed at room temperature (220 C plus or minus 50) with 7550 kg of water. An almost instantaneous reaction takes place and 285 kg of acetylene is removed from the top.
789 kg of CaO in the form of Ca (OH) 4 (representing 9.5% by weight of CaO in an aqueous suspension) are removed from the acetylene generator and introduced into a rotary extinguisher. The CaO (1935 kg) remaining from the CaCO3 calcination operation (and not used in the production of CaC2) is also introduced into it. The rotary extinguisher consists of a rotating cylindrical shell provided with a discharge end and a bottom, the discharge end having a concentric inner shell penetrating 1/4 of the length of the outer shell.
The suspension of Ca (OH) \, coming from the generator and the CaO coming from the calcination of CaCO., Are mixed, and this mixture is introduced through the internal envelope. The milk of lime produced in the extinguisher is drawn off between the inner and outer casings at the discharge end, driving backwards the slowly digested and undigested material, the undigested material being discharged at the bottom.
A suspension of Ca (OH) 2 is thus produced containing 27% by weight of CaO in the form of Ca (OH) 2 and 7550 kg of water, ie approximately 276 g of CaO / l. 442 kg of undigested material was removed and evacuated from the rotary extinguisher. The suspension of Ca (OH) 2 is introduced into a preheating apparatus and mixed with ammonium chloride.
Ammonium chloride is prepared by introducing 23.3 m 3 of a purified brine (7220 kg of NaCl) into the top of a vertical absorber containing coils supplied with water to maintain the temperature, and by ammonizing with 2560 kg of ammonia gas at 570, introduced at the base of the absorber and circulating against the current with the descending brine.
The gases exiting the top of the absorber are used to purify about 1 / B of the 23.3 m 3 of brine mentioned above. An absoiption gas scrubber is used for this purpose, which is a simple tower provided with a large number of bubbling caps, through which the gas circulates in contact with the descending brine. The purification of the remainder of the brine is described below.
The ammoniacal brine is conducted in a Dorr tank decanter, in which the sludge is deposited and is sent to a liming column described below. The ammoniacal brine is then introduced into a condenser, where its temperature is reduced to 300 C, then at the top of a carbonation and purification tower, in which it is circulated from top to bottom.
Gas containing CO 2 (468 m 3 of gas containing 40% by volume of CO 3, ie 476 kg of CO 3), is introduced against the current relative to the brine, at a gauge pressure of 2.8 kg / cm 2. This gas is a portion of the gas containing CO. (40% CO 2 by volume) produced in the lime kiln described above, which portion has been washed and compressed (see flow diagram).
The gas exiting from the top of the tower is introduced into a gas scrubber tower, where it is used to purify approximately 1 / a of the 23.3 m3 solution of brine introduced into the system as described above ( see circulation diagram).
The ammoniacal brine which has been subjected to the treatment in the carbonation and purification tower is divided into four equal streams which are passed through four precipitating carbonation towers arranged in parallel, where it is subjected to the action of gas containing CO_ coming from different sources and introduced at various points of the tower.
A gas stream supplied in equal proportions to the four turns comes from both the lime kiln and the NaHCO3 calcination drum; that is, a portion of it (813 kg of DOC is formed from the gas containing CO_, (3800 kg of C02 as 40% C02) produced by the lime kiln, and the The other portion consists of substantially all of the gas containing CO, (1610 kg of C02 as <B> 95% </B> C02 by volume)
from the calcination of NaHCO3 described below. Each portion is washed separately before being mixed; the total mixture is then compressed to obtain a gas containing CO, under a gauge pressure of 2.8 kg / cm 2 and at a concentration of 65% by volume of CO 2, forming a total volume of 2040 m 3.
Another gas stream containing C02 (1395 kg of C02 in the form of C02 at 40% by volume) from the total production of C02 from the lime kiln is introduced in equal proportions into the four towers (see circulation diagram). . This gas is washed and compressed to a gauge pressure of 1.4 kg / cm2. This stream also represents 2040 m3 of gas.
The first mentioned stream of gas containing CO 2 is introduced at the base of the manufacturing carbonation towers in countercurrent fashion, as in the purification carbonation tower. The second mentioned stream is introduced into the central part of the tower, which explains the difference in gas pressure. The gases leaving the precipitation carbonation towers are added to the gases leaving the scrubbing carbonation tower and introduced into the gas scrubbing tower as described above (see flow diagram).
A product containing sodium bicarbonate and ammonium chloride at a temperature of 25o C is removed from the lower part of the precipitation carbonate towers, and is filtered through a rotary filter which separates the solid sodium bicarbonate from the mixture. ammonium chloride liquor.
The gases exiting the rotary filter are conducted into a gas scrubber exiting the filter, through which approximately 1 / a of the mentioned 23.3 m 3 of brine is passed and washed before being fed into the absorber.
The liquor containing ammonium chloride, separated from the sodium bicarbonate on the rotary filter, is led into a preheater called a column feed preheater, containing tubes in which the liquor circulates, which tubes are heated externally to the column. 850 C by means of gas leaving a liming column, a drive column and a pre-liming device described below.
The ammonium chloride liquor at 70 ° C. was removed from the preheater and introduced into a stripping column in which it was circulated up and down through a bed of coke and in countercurrent with the gases coming from it. of the pre-liming device and of the liming column mentioned above. From the entrainment column, the liquor is led into a pre-liming apparatus in which it is mixed with the suspension of Ca (OH) 2 (27% by weight of CaO in the form of Ca (OH).,), Prepared in the rotary extinguisher described above (see circulation diagram).
The gases exiting the pre-liming apparatus are passed through the drive column and the column feed preheater. The Ca (OH) 2-NH #, Cl mixture is stirred in the pre-liming apparatus, which comprises a vessel fitted with a stirrer, and then introduced into a liming column where it flows from above. at the bottom on a series of trays arranged vertically. A vapor stream is introduced countercurrently at 1120 C, which produces a reaction yielding calcium chloride and a gas containing water vapor and ammonia.
The residual product containing calcium chloride consists of 4815 kg of CaCh, 2140 kg of NaCl, 297 kg of CaO and 12,230 kg of H., O. This product is discharged through the base of the liming column.
The gas containing ammonia and steam (850 C) is removed from the top of the liming column, mixed with the gases leaving the pre-liming unit, and passed through the entrainment column. countercurrently with the ammonium chloride liquor flowing from top to bottom. After leaving the entrainment column, the gas passes into the column feed preheater in contact with the tubes arranged in this column transporting the ammonium chloride liquor, which produces a heat exchange.
The gas containing ammonia and vapor is led from the preheater to a condensing column where it is contacted with a series of tubes circulating water at 30 C. The vapor condenses, and the vapor is passed through. Relatively pure ammonia, removed at 57 ° C, from bottom to top in the absorber described above and in countercurrent with the purified brine. The condensate from the condenser is introduced into the column feed preheater, in heat exchange ratio with the tubes passing through the column and carrying the ammonium chloride liquor.
From the preheater, the condensate is led to the entrainment column where it is mixed with the ammonium chloride liquor, then transported to the pre-liming apparatus, the liming column, etc.