JPH07502481A - ボーキサイトからのアルミナの製造における赤泥の改良分離法 - Google Patents

Abstract

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Description

【発明の詳細な説明】 ボーキサイトからのアルミナの製造における赤泥の改良分離法技術分野 本発明はホーキサイドからのアルミナの生産方法、特に改良された赤泥の分離段 階を伴うバイヤー法に関する。

背景技術 ボーキサイトからアルミナを生産するバイヤー法において、三水酸化アルミニウ ムもしくは酸化アルミニウムー水酸化物を含むボーキサイトは、アルミン酸ナト リウムとして水酸化アルミニウム類を溶解するために苛性ソーダを含む溶液とさ せるが、ボーキサイトの残成分の大部分は本質的に固体型で攻撃されないままで ある。ボーキサイトのシリカ成分の一部もしくは全部はまた可溶性の珪酸ナトリ ウムを形成する苛性ソーダ溶液にも溶解することができる。可溶性の珪酸ナトリ ウムは溶液中においてアルミン酸ナトリウムと比較的ゆっくりと反応して水和し た珪酸ナトリウムアルミニウム類を形成し、これは総称して「脱珪酸塩化生成物 （ｄｅｓｉｌｉｃａｔｉｏｎ　ｐｒｏｄｕｃｔｓ）Ｊとして知られている。これ らの脱珪酸塩化生成物は、生成するアルミン酸ナトリウム−苛性ソーダ溶液に少 ししか溶けず、溶液から大部分析出し、溶液相から好ましくないシリカの多くが 除去される。しかしながら、脱珪酸塩化生成物において化学的に結合した苛性ソ ーダとアルミナがかなり損失するので実質的な費用がかかる。

ボーキサイトから水酸化アルミニウムを溶解する消化段階（ｄｉｇｅｓｔｉｏｎ 　５ｔｅｐ）の後、ホーキサイドの不溶性部分は、この時点て沈殿した脱珪酸塩 生成物と共に「赤泥」として知られているが、通常濾過あるいは沈降あるいはそ の両方により溶液から分離される。赤泥は、それから、可溶性の貴重な物質およ び伴出する苛性アルミン酸塩溶液を回収するために、通常洗われたあと処分され る。赤泥の沈殿の後、清澄苛性アルミン酸塩の溶液は、通常「プレグナントリカ ー」として知られ、そのｉ！／＜ｉやされ、希釈され、アルミニウム三水酸化物 結晶（ノブサイト）を播種（ｓｅｅｄ）され、一定の時間撹拌され、溶解したア ルミナの有為な部分をシブサイトとして沈殿させる。この沈殿物はその後、生成 した使用済みリカーから分離され、それは、典型的にはまだ元々の溶解したアル ミナの半分程度を含む。分離されたシブサイトの一部はアルミニウム沈殿操作の 種子物質（シード物質）として再び循環されることが可能で、一方、残りの部分 は伴出された液体から可溶性の貴重物質を回収するために洗われ、それからバイ ヤー法のアルミナ生成物を形成するために適切にか焼される。使用済みリカーは 再び濃縮され、不純物は除去され、新しい苛性ソーダは消化段階（ｄｉｇｅｓｔ ｉｏｎ　５ｔｅｐ）への原材料を形成するために添加され得る。

水酸化アルミニウム類と苛性ソーダ溶液の溶解度特性は、通常、消化段階は循環 中での高濃度の苛性ソーダと高温度下でなされ、ジブサイト沈降段階はより低い 温度でなされることを要する。苛性ソーダの濃度と温度のレベルは、ボーキサイ ト中に存在する水酸化アルミニウムのタイプと工程の経済性および装置の制限に よって一般に決定される。

バイヤー法の重要な部分は消化段階と赤泥分離段階から成り、赤泥分離段階は、 ボーキサイトの水酸化アルミニウム鉱物類が可溶性のアルミン酸ナトリウムとし て苛性アルミン酸塩溶液に加えられ、残りの不溶性残留物（赤泥）は生成するプ レグナント溶液から分離され、精製したジブサイトがその後結晶化できる清澄苛 性ソーダ−アルミン酸ナトリウム溶液を残す。苛性ソーダ溶液での水酸化アルミ ニウム鉱物の溶解度の性質は、消化段階はアルミナが多く溶解し、それゆえ妥当 なリカーの生産性（リカーの単位体積あたりに生ずるアルミナの重量）を達成す るために通常高温でなされ、一方、沈降段階は当工程のこの時点でアルミナの溶 解度を最少にするようにはるかに低い温度でなされることを要するので、入って くるりカーとボーキサイトを消化に必要な温度まで熱し、消化の後リカーと赤泥 固形物を冷やすように、装置は備えられねばならないということがわかる。

大部分のバイヤー工場は、以下の一連の操作を遂行するのに必要な装置を基本的 に構成する消化モジュールと泥しよう分離モジュールを利用する。

（１）外部熱源からの高温熱と共に可能な限りの復熱を利用して、入ってくる使 用済み苛性アルミン酸塩とボーキサイトを余熱して消化装置に移し、（２）複雑 なアルミノ珪酸ナトリウム（ｓｏｄｉｕｍ　ａｌｕｍｉｎｏｓｉｌｉｃａｔｅ） の脱珪酸塩化生成物の沈殿により粘土もしくは水晶の鉱物類から溶解したシリカ の大部分の除去ができるように、通常十分な滞留時間を提供する間に消化が行わ れ、（３）−もしくはそれ以上の減圧でおよそ大気中沸点温度ヘフラッシュする ことによりダイジェスタ−からのスラリーを冷やして、予熱の目的で回収された フラ、ンユドスチームを用いて、 （４）大気上沸点あるいはそれ以下で、定型的には濾過、もしくは凝集あるいは 堆積および清澄溶液のポリッシュ濾過（ｐｏｌｉｓｈ−ｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ） によりプレグナントアルミネートリカーからの赤泥残さ物を分離する。

１９９０年８月１６日に発行された欧州特許０３８２３８３号でフルフォードら は消化されたスラリーからの赤泥の分離は高圧およびスラリーのリカー相の大気 上沸点以上の温度でなされ得ることを開示した。彼らは、スラリーのりカー相は 、赤泥分離操作の間、可溶性のアルミナ成分、たとえばジブサイトに関して飽和 以下あるいは有意に過飽和していないということは、十分に高い温度での分離に おいて特に利点があるということを見いだした。

赤泥は定型的には１０μｍ以下の、極めて小さい粒子であり、消化したスラリー の粘度はボーキサイトの等級に依存し高（可変である。これは短い滞留時間内で 赤泥の堆積と分離を行う上できわめて困難な問題である。バイエルスラリーから の赤泥の堆積および分離の助けとして凝集剤を用いたことは数年前から知られて いた。凝集剤は、日本特許出願ＪＰ−８５７−６１６９１号で開示されているよ うにスターチあるいは変性スターチのような天然ポリマー化合物であってもよい し、あるいは、日本特許出願ＪＰ−Ｂ５８２７２１１号で開示されているポリア クリルアミドコポリマーあるいは他の水溶性の有機合成ポリマーであってよい。

この凝集剤は、一般的には赤泥の堆積と分離の間に赤泥スラリーに添加される。

赤泥の堆積と分離において、スラリーの固体濃度が低いほど、凝集剤の添加の後 スラリーの堆積は良好になる。このことは、たとえば、エル４・ジエイ・コネリ ーによるＡＩＭＥレポート（１９８６）ｒバイヤー法における合成凝集剤技術」 に記述されている。これはまた、米国のダース・デツカ−社（Ｄａｒｃｅ　Ｄｅ ｋｋｅｒ　Ｉｎｃ、刊。

Ｓ＾）の界面活性剤科学フリーズ２フ巻「鉱物技術における試薬Ｊ　（１９８７ 年８月）の５１９−５５８頁によっても、−可能な最も低い濃度を有する稀薄溶 液の形て凝集剤を用いることは利点があることがわかる。

かくして、一つの従来の方法は合成凝集剤を水で希釈することである。しがしな がら、水は、スラリーが分離される液相と比較して、ｐＨｓアルカリ性、塩の含 有量および粘度に関して極めて異なった性質を示すので、この目的のためには理 想的な希釈剤ではない。従って、合成凝集剤は水と接触して不活性化され、そし て、高い塩濃度、より高い固体濃度、より高いｐＨ溶液においては、その効力は 減少する。通常は、希釈された凝集剤は、洗浄／沈降容器のフィードウェルに直 接に排出され、同時に、洗浄され沈殿されるように固体に細かく分割されたスラ リーがフィードウェルに排出される。

もう一つの提案される工程は、処理される赤泥スラリーが循環する清澄上澄み液 バイヤーリカーで希釈され、そして、赤泥の濃度が減少した生成される希釈され たスラリーは堆積され分離される、というものである。このシステムにおいては 、凝集剤は赤泥セパレーター（赤泥分離器）に与えられる希釈されたスラリーに 加えられる。凝集剤は約０．５から１０ｇ／Ｉの濃度を有する水溶液として添加 されるのが望ましい。満足できる沈降速度を得るために、凝集剤は１ｏから２０ ０ｐｐｍの範囲の量で原材料スラリーに添加される。

ボーキサイトの二段階の消化において、合成凝集剤を用いることもまた知られて いる。たとえば、米国特許４．９９４．２４４号（フルフォード）においては、 ベーマイトアルミナボーキサイトは二段階の消化に従うことが教示され、また、 混合のベーマイト／ジブサイトアルミナボーキサイトは二段階の消化に従うこと も知られている。上記のタイプの二段階の消化において、もし、第一段階の消化 からの消化されたスラリーが加圧された固体／液体セパレーターに直接に供給さ れ、スラリーがまだ８０から１５０℃の温度である間にスラリーで容器が満たさ れるなら、閉じた容器中の圧力はスラリーの温度とスラリーの圧力に従って上昇 する。温度が高くなるので、容器中のスラリーの粘度は低くなり、このことは固 体−液体の分離に有利に働く。

また、高含有量のベーマイトを有するボーキサイトの高温高圧での消化において 、沈降分離の圧力は、消化されたスラリーの熱エネルギーの効果的な利用の目的 で、高温たとえば２５０°Ｃを有する消化されたスラリーからの赤泥の分離に用 いられる。

しかしながら、上記のタイプのシステムに関して、循環する清澄上澄み液（清澄 上澄みリカー）と用いられ得る洗浄水の量はグイジエスタースラリーの液相の濃 度の過剰な希釈を防ぐように制限される。加圧された固体／液体セパレーターに おいて、凝集剤の効率は大気に曝された液体シックナーあるいは洗浄シックナー を用いるシステムと比較して減少し、結果として大量の凝集剤を必要とする。

たとえば、１０００から５０００ｐｐｍの単位の凝集剤の濃度が必要とされる。

しかしながら、凝集剤のこのような高濃度の利用は、費用を増加させるだけでな く消化リカーを汚染するという問題をも引き起こす。それゆえ、可能な限り凝集 剤の看は少なくする必要があることは明らかである。

赤泥分離が高圧高温でなされる場合、付は加えるべき問題がある。このシステム においては、凝集剤が添加されるとき、このシステムはより高い濃度のりカーを より少ない体積利用するので、高い凝集剤濃度を有する液体の形での堆積物と分 離段階に、それは、通常直接に加えられる。もし、分離するのに困難があれば、 一つの可能な救済手段は、凝集剤の濃度を更に増すことである。

濃度を低めるために、低濃度の苛性アルカリを含む洗浄水を赤泥スラリーに加え ることはまた可能である。しかしながら、このことは、全液体の体積を増やすこ とになり、回収されるべきフリーのソーダとアルミン酸ナトリウムの濃度を低め る結果となり、後処理の費用がかさむことになる。

本発明の目的は、用いられる凝集剤の濃度を増やすことなく、そして、システム 中の液体の全体積を増やすことなく、合成凝集剤とバイヤー法赤泥スラリーとを 接触させるためのより効果的なシステムを見いだすことである。

発明の開示 本発明に従って、もし通常用いられる合成凝集剤が、固体／液体分離段階に入る 前に、前段のまたは同一もしくは後続の沈降あるいは洗浄段階と、この希釈され た凝集剤溶液を、分離されるべき赤泥スラリーとを完全に混合することから得ら れる清澄なプロセスリカーで希釈されるならば、赤泥分離手順の効率は実質的に 改良されるということが発見された。このことは、大気条件下で操作される赤泥 分離システムと、欧州特許０３８２３８３において開示されているような高温高 圧で操作される赤泥分離システムの両方において実行される場合にに、有利なこ とである。第一の消化段階からの消化スラリー（グイジエスタースラリー）がプ レッノヤーセパレーターに導入されてエネルギーと装置の費用を減らすために第 一の消化圧力に近い圧力で分離され、一方策二の消化段階から離れるスラリーは 大気条件下で赤泥から分離されることもまた可能である。

消化は、定型的には、リカーの大気下での沸点以上の温度で、新しいあるいは再 利用された苛性ソーダや苛性アルミン酸塩リカー類中でボーキサイトを消化する ことによってなされる。ンブサイトボーキサイトは定型的には１２０−１５０℃ の範囲の温度で消化され、一方、ベーマイトボーキサイトは一般に２２０−２６ ０℃の範囲の温度で消化される。苛性リカーとボーキサイトスラリーは、熱交換 および／あるいは生蒸気もしくは溶融塩熱伝達媒体によって共に予熱されるかも しくは最初に復熱式に別々に予熱され得る。

分離は凝集剤の存在で沈降することによって行われ、そして、上述のように、こ れは大気温度もしくは大気中沸点以上のどちらかでなされる。しかしながら、高 温で分離がなされるとき、圧力はまた上げられねばならず、これは定型的には６ 気圧まで加圧され得る。本発明に従う凝集剤の希釈は、標準圧下での分離におい て赤泥スラリーへの添加には、通常、１１００ｐｐよりも少なく、好ましくは１ １−５０ｐｐであり、一方、標準的には１１０００ｐｐよりも少ない希釈、好ま しくは１１０−８００ｐｐが高圧下での分離に用いられる。赤泥の最終的極微量 は、磨き濾過操作（ｐｏｌｉｓｈｉｎｇ−ｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ　ｏｐｅｒａｔ ｉｏｎ）により、プレグナントリカーストリームから除去されるのが好ましい。

これは、分離されたプレグナントリカーが大気中沸点あるいはそれ以下までフラ ッシングや表面熱交換により冷却された後、リーフフィルターやサンドフィルタ ーやその類似物を用いて通常の方法でなされ得る。

本発明に従って、凝結剤が加えられる沈降あるいは洗浄段階から上流あるいは下 流のどちらかの沈降あるいは洗浄段階から希釈剤として利用される清澄プロセス リカーの少なくとも一部を得ることは、特に有利な点である。かくして、ことに 、高度の希釈が必要な場合、凝集剤が加えられる容器から得られる清澄プロセス リカーが存在する。上記で説明したように、水による希釈は望ましい方法ではな （、もし必要とされる希釈剤のすべてが処理循環内からの清澄プロセスリカーで あるなら、はるかに優れた結果が得られる。

本発明に従って、希釈した凝集剤を赤泥スラリーに加える前に、凝集剤とクリヤ ープロセスリカーとのまさに完全な混合を提供することはまた、有利なことであ る。これは、少な（とも０．　５メートル、好ましくは長さが５メートル以上で あるトランスファーパイプを備えることによって、ミキサーの利用、特にライン ミキサーの利用によりなされ得て、それによって良好な接触と混合のための滞留 時間が提供される。

分離段階で除去される赤泥固体物と、固体と共に伴出するりカーは、赤泥洗浄循 環への移行のための大気中沸点まであるいはそれ以下に冷却される。

図面の簡単な説明 本発明の好ましい実施例を、正式図面と共に以下に記載する。

図１は本発明に従う基本的なバイヤー法のフローシートである。

図２は常圧下でラインミキサーを用いた本発明にしたがって操作される沈降循環 装置のフローシートである。

図３はミクノングタンクを用いた本発明に従って沈降循環装置を操作する別のフ ローシートである。

図４は赤泥に対する本発明に従う多段階カウンターカレント沈降循環装置を示す フローシートである。

図５は本発明に従うプレッシャーデカンタ−（圧力デカンタ−）のフローシート である。

図６は通常の沈降循環装置に対するフローシートである。

図７は通常のプレッシャーデカンタ−である。

図８は通常の多段階沈降循環装置である。

図９は本発明に従う赤泥洗浄循環装置の部分的なフローシートである。

図１０は本発明に従う洗浄／沈降工程に対するもう一つの部分的なフローシー図 １のフローシートに示されるように、ボーキサイトは入口ライン１０を通ってシ ステム中に供給される。これは、定型的には、ジブサイトボーキサイトもしくは ベーマイトもしくは混合ボーキサイトである。再循環する使用済みリカーはライ ン１１を通ってシステムに供給され、一部はライン１２を通ってプレヒーター１ ４に直接に供給され、一部はうイン１３を通ってボーキサイトライン１０に供給 され、そこでスラリーを形成する。所望により、ライン１０のこのボーキサイト スラリーの一部もしくは全部はライン１５を経由して直接にプレヒーター１４に 供給し得る。

熱は工程の下層流の部分からフラッシュスチーム１６によって最初に、復熱式プ レヒーター１４に供給される。ライン１７によるプレヒーター１４から出てくる 予熱されたりカーは、さらなる熱が生蒸気１９によって伝えられる第二の予熱段 階１８に入る。そのかわりに、溶融塩もしくは同様の伝熱媒体が表面ヒーターに おいて用いられ得る。ライン２０におけるプレヒーター１８から排出される物質 は、ライン１０からのボーキサイトスラリーと混合され、このスラリー混合物は グイジエスタ−２１に供給される。さらに生蒸気１９は必要な消化温度を達成す るためにグイジェスタ−２１に必要とされるので、供給され得る。

ジブサイトボーキサイトは、定型的には１２０−１５０℃の範囲の温度で消化さ れ、一方、ベーマイトボーキサイトは典型的には２２０−２６０℃の範囲の温度 で消化される。

消化されたスラリーはライン２２を経由して排出される。もし、部分的な冷却が 必要なら、任意に、これは、作られたいかなるフラッシュストリームも復熱式プ レヒーター１４へ回復され回収される段階的な液体フラッシュ冷却システム２３ においてなされる。

冷却器２３もしくはグイジエスター（消化装置）２１のどちらかから排出された スラリーは赤泥分離器２６、たとえば、分離が消化温度であるいはより低い温度 で、しかしりカーの大気中沸点よりもさらに高い温度で行われる圧力デカンダー とポリノンユフィルターとの組み合わせに供給される。

分離された赤泥は排出部２７を通って引き出され、装置１ｉ３１で冷却され、濃 密化した赤泥３２は洗浄に供される。

セパレーター２６からのプレグナントリカーは段階的な液体フラッシュ冷却シス テム２９にライン２８を経由して供給される。フラッシュオフされたスチームは ライン１６を経由してプレヒーター１４に再利用され、一方、冷やされたプレグ ナントリカーは後続の処理のためにライン３０を通って、引き出される。

図２は赤泥４１を含むバイヤー法ダイジェスタ−スラリーが沈降器（セトラー） ４０のフィードウェルに流れ込む沈降器４０を有する本発明に従う沈降システム を示す。沈降器の中では、スラリーが清澄なオーバーフローリカー４３と濃密化 した赤泥の下層流４２に分離される。清澄なオーバーフローリカーはシステムか ら取り出される主流４３ｂとラインミキサー４４中でメークアップウォーター４ ６と随意に混合される非主流の再循環ストリーム４３ｃに分割され、それから、 第二のラインミキサー４４中の凝集剤４５と混合され、そしてこの混合物は最終 的に添加されさらにもう一つのラインミキサー４４中のバイヤー法スラリー４１ の入ってくるストリームとすっかり混合される。最終的な混合物はそれからセト ラー４０のフィードウェルに入る。

図３の沈降システムは図２と似ているが、しかし、清澄リカー４３ｃのあふれた ストリームの部分は混合タンク４７に供給され、ここでは、それは凝集剤４５と 混合され、一方、残りの部分４３ａは主要工程のストリーム４３ｂにかえされる 。

清澄オーバーフローリカーと凝集剤の混合ストリームは、その後、苛性化水４６ と随意に混合されるラインミキサー４４を通って沈降器４０に循環して戻され、 それから、入ってくるスラリーのストリーム４１と混合されるもう一つのライン ミキサー４４を通り、混合物はセトラー４０のフィードウェルに供給される。

他の実施例においては、清澄なオーバーフローリカーの再循環のストリームは、 凝集剤と混合された後二つ以」二の流れに分割され、それは二つ以上の別々のラ インミキサーに供給され、凝集剤と工程のスラリー原料との混合を増加すること になる。

図４は標準圧力下で操作する多段階沈降システムを描（。この実施例において、 ４０ａ−ｆの６個の沈降段階（セトラーステージ）が、赤泥スラリーが流入ライ ン４１を通って第１段階４０ａに注入されるバイヤー法グイジェスター赤泥スラ リーと共に示される。清澄なオーバーフローストリーム４３ａは沈降器４０ａか ら除かれ容器５０に集められ、一方、濃密化した下層流スラリー４２は取り除か れ第２段階４０ｂのフィードウェルに注入される。第２段階４０ｂからの清澄オ ーバーフローリカーはラインミキサー中で凝集剤４５と混合され、それからもう 一つのラインミキサー中で入ってくるスラリーストリーム４１と混合され、かく して得られた混合物は第１段階沈降型４０ａのフィードウェルに注入される。

この同じ一連の循環はそれに続く段階の各々において利用され第６段階４Ｏｆか らの下層流の濃密化スラリー４２と共にフィルター４８に供給される。洗浄水５ ３はフィルターに加えられ、そして、濾過ケーキ４９は除かれる。濾液５２は第 ６ステーン４０ｆｌ：ｌ環され、この再循環の間、ラインミキサー中で凝集剤４ ５と混合され、もう一つのラインミキサー中で第５ステージ４０ｅからの濃密化 されたスラリー下層流ストリーム４２と混合され、第６ステージ４０ｆのフィー ドウェルにフィード混合物を形成する。

プレッシャーデカンタ−５１の形の沈降器は図５に示される。バイヤー法赤泥ス ラリー原料は入口ライン４１を通って供給され、ラインミキサー４４において凝 集剤４５と混合された清澄オーバーフローリカーの一部４３ｂとラインミキサー ４４中で混合される。濃密化された赤泥スラリーは下層流４２を通って取り出さ れ、清澄オーバーフローリカー４３ｂの一部はシステムから除かれる。

デカンタ−は、原則的に、閉鎖系である。原料スラリーは２０−１００ｇ／ｌの 一般的な赤泥濃度を有し、一方、濃密化された下層流は赤泥濃度が２０−１００ ０ｇ／］である。清澄オーバーフローリカーは、典型的には１００ｇ／Ｉよりも 少ない懸濁固体濃度を有する。希釈の前に、凝集剤は一般的に０．５−Ｌｏｇ／ Ｉの濃度であり、デカンタ−への流れおよびデカンタ−からの流れは清澄リカ− の」二昇速度は１−５０ｍ／ｈｒの範囲にあるようにセットされる。

図６は赤泥スラリー４１とラインミキサー中で混合される清澄オーバーフローリ カーの一部４３ｃの混合物から成る原材料により供給される通常の沈降器４０を 備えた通常のセトラーシステムを示し、この混合物は凝集剤４５のストリームと 混合される。ふたたび、清澄オーバーフローリカーの一部はライン４３ｂにより 取り出され、濃密化した下層流の赤泥スラリーはライン４２を経由して取り出さ れる。

図７はプレッシャーデカンタ−５１を用いる通常の循環装置であり、ここで凝集 剤４５は、デカンタ−５１に注入される前にラインミキサー４４中でバイヤー法 スラリー４１のストリームと混合される。清澄オーバーフローリカーはライン４ ３ｂにより集められ、濃密化した赤泥スラリー下層流はライン４２を経由して集 められる。

図８は図４に似た通常の多段階セトラーシステムを示し、これは同じ６個の沈降 器４０ａ−ｆを示す。しかしながら、この具体例において、バイヤー法スラリー ４１をラインミキサーに注入するよりもむしろ、第２ステージ４０ｂからの清澄 オーバーフローリカー４３ｃと結合する混合タンク４７に入れられる。この混合 物は、その後、ライン５４により第１段階のセトラー４０ａに入れられ、セトラ ー４０ａに入る前に凝集剤４５と混合される。それに続くセトラー４０ｂ−ｆの 各々はそれに付随する混合タンク４７を有し、その一連のものは各段階で繰り返 される。しかしながら、第６ステージ４０ｆからの濃密化下層流スラリー４２は フィルター４８に入れられ、そこでそれは水４６で洗浄され、濾過ケーキ４９は 集められる。このフィルター４８からの濾液は第６段階４０ｆのための混合タン ク４７に再循環して戻される。

図９は第３段階セトラー６０と第５段階セトラー６１と第６段階セトラー６２を 含む多段階赤泥洗浄サーキットの一部を示す。第３段階６０からの下層流６３は 混合容器６４に注がれる。第３段階６０からの下層流６３は混合容器６４に注入 される。第６段階６２からのオーバーフロー６５もまた、第５段階からの清澄オ ーバーフローと共に混合用器６４に入れられる。この清澄オーバーフロー６６は 、第３段階６０に向かう多い方の部分６７と混合用器６４に向かう少ない方の部 分６８に分かれる。

濃縮された合成凝集剤溶液は容器６９に蓄えられ、これからの排出７０は全流量 の約５０から９０％を表す多い方の部分７１に分がれ、これは第６段階６２がら のオーバーフローストリーム６５に注入される。ここでそれは希釈され、清澄オ ーバーフロー６５中の凝集剤の流れの中で活性のままである。凝集剤７２の少な い方の部分７２（全流量の１０から２０％）は第５段階６１のフィードウェルに 直接に排出される。

混合容器６４において、第３段階６０からの下層流６３は清澄オーバーフローリ カー中の希釈された凝集剤および第５段階６１からの清澄オーバーフローの少な い方の部分６８と混合される。この混合物は排出ライン７３を経由して排出され 、ここで、更なる混合が起こり、そしてこれは、合成凝集剤７２の少ない方の部 分と結合する第５ステージのフィードウェル中に入る。ライン７３は、凝集剤と 完全に混合し接触できるように長いものが、例えば２０メートル以上であるのが 好ましい。

上記のシステムを商業的な基礎に基づいて操作すると、５０−６０ｇ／ＩのＮａ ２Ｃｏ３を含み粒子の５％以下が３２５メツンユ以下である組成物が、第５ステ ージ（６１）で得られ得ることがわかった。

図１０は洗浄の第６および第７ステージへの応用を示し、これは洗浄／沈降容器 が平行に操作されるものである。

三つの平行セトラー８９．９０．９１が示され、洗浄の第５ステージからの固体 を豊富に含んだ下層流８０と、第７洗浄ステージからの清澄リカー８１のオーバ ーフローは両方とも混合容器８２に入れられる。保持タンク８４からの合成凝集 剤溶液は少ない方の部分８５と多い方の部分８３に分かれる。多い方の部分の８ ３は、容器８２に排出される前に清澄オーバーフローリカーを担うバイブ８１に 注入される。合成凝集剤は希薄になりこのシステム中で活性のままである。固体 物質豊富な下層流８０は、また、容器８２に入れられ、混合容器８２中の凝集剤 を含む清澄オーバーフローリカーストリームと混合される。これにより固体粒子 との混合において良好な接触が得られる。混合容器８２からの排出は３つの等し いストリーム８６．８７．８８に分けられ、これらはそれぞれセトラー８９．９ ０．９１のフィードウェルに向かう。これらのフィードラインは少なくともバイ ブの長さが１５メートルで、合成凝集剤と粒子の間のさらなる混合と接触を提供 する。

希釈されない凝集剤８５の少ない方の流れはまた、３個の等しい流れ９２．９３ ．９４に分かれ、セトラー８９．９０．９１のフィードウェルに向かい、ここで 、フロー８６．８７．８８と混合される。

流れのライン８６．８７．８８と凝集剤のライン９２．９３．９４はシャットオ フバルブと適合されることが可能であり、３個の洗浄／沈降バルブ８９．９０． ９１のうちのいずれかの、１個あるいは複数個が操作から外されることができる 。

例１ 赤泥分離は図２に示されるシステムを利用して行われた。バイヤー法からの消化 スラリーは４５ｇ／Ｉの泥しよう濃度であり、アルミン酸ナトリウム溶液と赤泥 から成る。セパレーター容器４０は２４００ｍ３の容量で、沈降面積は３５５ｍ ２のものが用いられた。バイヤー法消化スラリー４１は９００ｍ３／ｈｒの流速 でセパレーター４０に入れられ、一方、セパレーターからの清澄上澄みリカー４ ３Ｃの一部（１００ｍ３／ｈｒ）は再循環する清澄上澄みリカーとしてスラリー へと循環して戻された。システムからの清澄上澄みリカー４３ｂの量は２０ｍ３ ／ｈｒてあり、一方、集められた濃密化した下層流の赤泥スラリー４２の堡は８ ０ｍ３／ｈｒてあった。

用いられた凝集剤４５は東亜合成化学社の商標のアロンフロック（＾ｒｏｎｆｌ ｏｃ）という名で販売されているポリアクリル酸系凝固剤の３％水溶液てあった 。これは、セパレーターからの再循環する清澄上澄みリカー４３ｃに加えられ、 ラインミキサー４４中てそれと共に均一に混合された。生成する凝集剤を含む清 澄上澄みリカーは、それからセパレーター４０に導かれた。この手順を用いると 、赤泥１トン（乾燥重量）を扱い、一方、底部の流出スラリー中の泥しよう濃度 を５００ｇ／ｌに保つために必要な凝集剤の量は３０ｇであった。

例２（比較） 例１との比較として、同じ赤泥スラリーが例１のようにして処理され、ただし、 図６の装置が分離のために用いられたことのみが異なる。例１と同じ手順を用い て１トン（乾燥重量）の赤泥を処理し、一方、流出スラリー４２中の泥しよう濃 度を５００　ｇ／　ｌに維持するのに必要な凝集剤の量は６０ｇであることが判 明し、これは例１で必要とされる量の２倍であった。

豊冬 この工程のために、図４の６段階の連続向流システムは、１９００ｍ”の容量で セトリング（ｓｅｔｔｌｉｎｇ）が５３０ｍ２の４０ａ、４０ｂ、４０ｃ、４０ ｄ、４０ｅ、４０ｆの６個の沈降容器からなるものが用いられた。このシステム に関して、バイヤー法消化スラリー４１は赤泥濃度５００ｇ／ｌの濃度を有し、 ８０ｍ３／ｈｒの流速て第一ステージセパレータ−４０ａに注入され、一方、第 一ステーシセパレータ−４０ａからの清澄上澄み液Ｒの量と、セパレーター４０ ｂ−ｆのそれぞれへ循環する清澄上澄み液４３ｃの流れはそれぞれ１００ｍ３／ ｈｒであることが決定され、それぞれのセパレーターの底部からの流出する濃密 化した下層流スラリー４２のそれぞれの流速は８０ｍ３／ｈｒであることが決定 された。

循環する水の景は、フィルター４８からの濾液５２とセパレーターＴ６に新たに 入れられた洗浄水５３の混合物であり、１００ｍ３／ｈｒであった。赤泥の濾過 ケーキ（フィルターケーキ）４９はフィルター４８から回収された。ポリアクリ ル酸ナトリウム−ポリアクリル酸アミドコポリマー（アロンフロック）の３％水 溶液の形の凝集剤４５は循環する清澄上澄み液４３ｃと循環されそれぞれの容器 ４０ａ−ｆに供給される循環水５２に加えられた。第一段階のセパレーター４０ ａからの濃密化した下層流スラリー４２の赤泥スラリーの濃度が４５０　ｇ／　 Ｉで、第２から第５段階のセパレーター４０ｂ−ｆの各々からの各下層流スラリ ーの赤泥濃度を５００ｇ／］に維持しつつ、１トン（乾燥重量）の赤泥を処理す るためのそれぞれのセパレーターで必要とされる凝集剤の量がめられた。最適の 沈降条件は第６段階のセパレーター４Ｏｆに存在し、得られた結果は以下の表１ に示される 第１　第２　第３　第４　第５　第６ 段階　段階　段階　段階　段階　段階 堆積と分離により最終的に得られた赤泥の濃度と分離された赤泥からのフィルタ ーケーキの水分の含有量が測定された。また、１トンのアルミナの生産の間に失 われる水酸化ナトリウムおよびアルミナの量が測定された。その結果は以下の表 ２に示される。

第６段階からの排出スラリー 赤泥濃度　濾過ケーキ　生成アルミナ１トンＮ　ａ　ＯＨＡ　＋　２０３ これは、例３の結果と比較するための比較例てあり、この試験のために、図８に 示される連続向流システムが用いられた。これは、図４に示される同じ６個のセ パレーター容器からなり、１９００ｍ３の容量と、５３０ｍ３の沈降面積と混合 タンク４７を備える。例３で用いられたのと同じゲインニスタースラリーは、凝 集剤４５が混合タンク４７からセパレーター４０ａ−ｆへの流れのライン５４に 導かれるという点を除いて、例３と同様の条件で堆積と分離がなされた。１トン （乾燥重量）の赤泥を処理するために各セパレーター４０ａ−ｆで必要とされる 凝集剤の量がめられ、それぞれのセパレーター４０ａ−ｆからの流出スラリー４ ２の泥しよう濃度は例２の場合と同じであることが決定された。得られた結果は 上記の表２に示される。

赤泥の濃度は最終的に堆積と分離により得られ、分離された赤泥からの濾過ケー キの水の含有量が測定された。１トンのアルミナの生産に置いて失われた水酸化 ナトリウムとアルミナの量もまた、測定された。得られた結果もまた、上記の表 ２に示されている。

例５ この工程は、沈降面積５．７ｍ”を有する図５に記載の圧力デカンタ−５１を用 いた。泥しよう濃度１４１ｇ／Ｉと１４０℃の液体温度を有するバイヤー法から の赤泥スラリー４１はデカンタ−５１に入れられた。スラリーは１５６ｍ”／ｈ 「の速度で注入され、デカンタ−からの清澄上澄みリカーの一部（１５ｍ”／ｈ ｒ）は、循環する清澄上澄みリカー４３ｃとしてスラリー４１に循環して戻され た。システムから出る清澄上澄み液４３ｂの量は１２０ｍ”／ｈｒで、圧力デカ ンタ−５１から流出する下層流スラリー４２の量は３６ｍ３／ｈｒであった。

凝集剤４５はポリアクリル酸（ナルコ　７８７９　（Ｎａｌｃｏ　７８７９）、 ナルコ社の商標）の３％水溶液であった。これは、苛性水で希釈され、１９０ｐ ｐｍの濃度を提供するために循環する清澄上澄みリカー４３ｃに導入された。こ れらはラインミキサー４４で完全に混合され、上記の凝集剤４５と循環する清澄 上澄みリカー４３０からなる凝集剤溶液を提供した。このリカーはその後スラリ ー４１に導入され、これは再びラインミキサー４４中で均一に混合された。生成 した混合物は３ｋｇ／ｃｍ２．Ｇの液圧以下の圧力デカンタ−５１に入れられ、 圧力デカンタ−中の液体レベルが上昇する速度は２０から３０ｍ／ｈｒの間に保 たれた。下層流スラリー４２中の泥しよう濃度は８００ｇ／Ｉであった。

もう一つのテストは図７で示される配置で圧力デカンタ−を用いてなされた。

このテストのために、１１０ｇ／ｌの泥しよう濃度と１４０℃の液体温度のバイ エル法からのゲインニスタースラリー４１は１２６ｍ３／ｈｒの流速で注入され た。生成する混合物において３０００ｐｐｍの濃度を有するように、同じ凝集剤 が例５のように用いられた。これらは、完全にラインミキサー４４中で混合され 、液体圧３ｋｇ／ｃｍ２．Ｇのもとて、圧力デカンタ−５１に供給され、下層流 スラリー４２中の最大の泥しよう濃度が４０４ｇ／Ｉで、圧力デカンタ−中での 清澄リカーの上昇速度は１６．１ｍ／ｈｒで、システムから出される清澄上澄み リカー４３ｂの量は９２ｍ３／ｈｒであった。このシステムの分離効率は例５と 比較して良（ないことがわかった。

上記の結果から、本発明は以下の利点を有することが判るであろう。

１）本発明の方法て必要とされる凝集剤の量は、従来法で用いられるのより１／ ２から１１５削減される。

２）赤泥凝集剤の希釈のための水の量は、清澄上澄み液の循環のために減るかも しくは削除される。

３）沈殿したフロックの成長はすばらしく、界面の沈降速度は従来法（０，５ｃ ｍ／ｍ１ｎ）よりも格段に早かった（１５ｃｍ／ｍｉ　ｎ）。かくして、システ ムの実働容量は実質的に増加する。

４）濃密化したスラリー中の泥しよう濃度は従来システムの場合よりも２０％か ら５０％高く、後処理段階のフィルターにかかる負荷は減少する。このことによ り、濃密化したスラリー中に排出する貴重物質の量は有意に減少する結果となる 。

５）本発明が連続向流システムで用いられる場合、最終段階で分離される赤泥フ ィルターケーキ中の水の量は従来法と比較して１０％程度減少する。このことは 、分離された泥と共にシステムから持ち出されるアルミン酸ナトリウムとフリー ソーダの量が減少し、それゆえ、システム全体でその回収が増加するということ を意味する。

６）本発明が加圧された固体／液体セパレーター中で利用されるとき、全工程の エネルギー効率は増加し、アルミン酸ナトリウム溶液とゲインニスタースラリー からの赤泥との分離は大変短い時間で効果がある。その結果、ボーキサイトから の珪酸塩成分類の解放は可能な限り減少し、必要とされる凝集剤もまた減少する 。かくして、後続工程段階における水酸化アルミニウムの析出に対するそれらの 影響もまた軽減する。

７）本発明の混合操作がラインミキサーで行われるとき、混合タンクは必要でな く、沈降分離のための工程ラインは単純化され、沈降分離は簡単化され、必要な 工場空間は減少されることが可能である。

補正書の駐訳文提出書 （特許法第１８４条の８）

Claims (11)

【特許請求の範囲】
1. １．ボーキサイトの残成分の大部分を赤泥として固体形で残しつつ苛性ソーダ溶 液中でボーキサイトスラリーを消化し、アルミン酸ナトリウムとしてボーキサイ ト中の水酸化アルミニウム類を溶解し、合成凝集剤の存在下で沈降により消化さ れたスラリーから赤泥を分離し、苛性アルミン酸塩プレグナントリカーを得、分 離した赤児を洗浄し、プレグナントリカーからアルミナ水和物を沈殿させ、アル ミナを得るためにアルミナ水和物をか焼する、という工程からなり、その前段あ るいは同一または後続の沈降や洗浄工程から得られた清澄プロセスリカーで合成 凝集剤を希釈し、この希釈された凝集剤溶液を分離される赤泥スラリーと混合す ることを改良点とするボーキサイトからアルミナを製造するバイヤー法。
2. ２．合成凝集剤と清澄プロセスリカーが、ダイジェスタースラリーに加えられる 前に完全に混合されるように、十分な滞留時間をもって混合される、ということ を特徴とする請求項１記載の方法。
3. ３．合成凝集剤と清澄プロセスリカーが、接触時間を与えるようにフィードパイ プを経由して少なくとも０．５メートルの距離を移動することを特徴とする請求 項２記載の方法。
4. ４．清澄プロセスリカーが前段のあるいは後続の沈降あるいは洗浄工程から得ら れることを特徴とする請求項１、２または３に記載の方法。
5. ５．合成凝集剤の大部分を後続の沈降工程からの清澄オーバーフロー液の一部の 中に希釈し、この希釈された凝集剤を前段の沈降工程からの固体成分豊富な下層 流および現状の洗浄沈降工程からの清澄オーバーフローリカーの少ない方の部分 と共に結合し、この混合物を現状の洗浄／沈降工程に移送し、そこで合成凝集剤 の少量部と結合させ、移送の間さらに混合し、そしてその後結合した混合物を洗 浄／沈降容器に導くことを特徴とする請求項１、２または３に記載の方法。
6. ６．赤泥分離が大気圧で行われることを特徴とする請求項１記載の方法。
7. ７．希釈された凝集剤溶液が１００ｐｐｍ以下の凝集剤を含むことを特徴とする 請求項６記載の方法。
8. ８．赤泥分離が大気以上の温度と圧力で行われることを特徴とする請求項１記載 の方法。
9. ９．希釈された凝集剤溶液が１００ｐｐｍ以下の凝集剤を含むことを特徴とする 請求項８記載の方法。
10. １０．凝集剤が天然の凝集剤であることを特徴とする請求項８記載の方法。
11. １１．凝集剤が合成凝集剤であることを特徴とする請求項８記載の方法。