JPS62162606A - アルカリ硫黄化合物の熱分解処理方法 - Google Patents
アルカリ硫黄化合物の熱分解処理方法Info
- Publication number
- JPS62162606A JPS62162606A JP334086A JP334086A JPS62162606A JP S62162606 A JPS62162606 A JP S62162606A JP 334086 A JP334086 A JP 334086A JP 334086 A JP334086 A JP 334086A JP S62162606 A JPS62162606 A JP S62162606A
- Authority
- JP
- Japan
- Prior art keywords
- alkali
- hydrogen sulfide
- solution
- gas
- recovered
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Granted
Links
Landscapes
- Heat Treatment Of Water, Waste Water Or Sewage (AREA)
- Paper (AREA)
Abstract
(57)【要約】本公報は電子出願前の出願データであるた
め要約のデータは記録されません。
め要約のデータは記録されません。
Description
【発明の詳細な説明】
〔産業上の利用分野〕
本発明はアルカリ硫黄化合物の熱分解処理方法に関し、
特に、硫化水素およびアルカリ分の回収において従来技
術を著しく改善する方法を促供する。
特に、硫化水素およびアルカリ分の回収において従来技
術を著しく改善する方法を促供する。
アルカリ硫黄化合物を分解して、アルカリ金属を炭酸ア
ルカリとして回収し、硫黄を硫化水素として回収する方
法は、例えばバルブ蒸解液の処理のように、有機物と結
合した化合物を分離後、蒸ｗＩ薬品を回収する場合、或
は乾式または湿式排煙脱硫装置から（ｑられる亜硫酸ナ
トリウムや芒硝を分解する場合等広く利用されている。
ルカリとして回収し、硫黄を硫化水素として回収する方
法は、例えばバルブ蒸解液の処理のように、有機物と結
合した化合物を分離後、蒸ｗＩ薬品を回収する場合、或
は乾式または湿式排煙脱硫装置から（ｑられる亜硫酸ナ
トリウムや芒硝を分解する場合等広く利用されている。
回収される炭酸アルカリ塩は脱硫工程に再循環され、一
方、発生する硫化水素は公知方法により単体硫黄および
陽酸製造に用いられ、あるいはＭＨＤ発電の際に生じる
シードの再生等に用いられる。また、硫化水素を燃焼工
程に送って亜硫酸ガスとし、同時に得られる炭酸アルカ
リ塩と反応させて、亜ｌ１１！ｌ酸アルカリ液としてバ
ルブ蒸解用に再利用することもできる。
方、発生する硫化水素は公知方法により単体硫黄および
陽酸製造に用いられ、あるいはＭＨＤ発電の際に生じる
シードの再生等に用いられる。また、硫化水素を燃焼工
程に送って亜硫酸ガスとし、同時に得られる炭酸アルカ
リ塩と反応させて、亜ｌ１１！ｌ酸アルカリ液としてバ
ルブ蒸解用に再利用することもできる。
従来技術の１つとして、タンペラ法があり熱回収ボイラ
ーと組合せた中性亜硫酸バルブ（ＮＳＳＣＰ）蒸解液の
回収法が知られている。
ーと組合せた中性亜硫酸バルブ（ＮＳＳＣＰ）蒸解液の
回収法が知られている。
このタンベラ凋は硫化ナトリウム、亜硫酸ナトリウムを
含む蒸解、液を酸化燃焼させて硫化ナトリウムと炭酸ナ
トリウムを得、これを水に溶解し、この溶液を予備炭酸
化してＮａ１−１８とＮａ ＨＣＯ３を含む反応液を製
造する。この反応液を、Ｎ８２ＣＯ３とＣＯ２との別の
反応工程で得られた固形の重炭酸ナトリウムを反応させ
て、Ｈ２ＳとＮａ２ＣＯ３を生成させる。該Ｈ２Ｓは燃
焼してＳＯ２とし、これと前記工程で得られるＮａ２Ｃ
Ｏ３とを反応させて、亜硫酸塩を得る方法である。
含む蒸解、液を酸化燃焼させて硫化ナトリウムと炭酸ナ
トリウムを得、これを水に溶解し、この溶液を予備炭酸
化してＮａ１−１８とＮａ ＨＣＯ３を含む反応液を製
造する。この反応液を、Ｎ８２ＣＯ３とＣＯ２との別の
反応工程で得られた固形の重炭酸ナトリウムを反応させ
て、Ｈ２ＳとＮａ２ＣＯ３を生成させる。該Ｈ２Ｓは燃
焼してＳＯ２とし、これと前記工程で得られるＮａ２Ｃ
Ｏ３とを反応させて、亜硫酸塩を得る方法である。
かかる従来法による硫化アルカリから炭酸アルカリと硫
化水素を得る主要な反応は、次の反応式％式％ また、ＳＣＡプロセスとして知られる還元分解法がある
。この方法の特徴は還元的雰囲気下にアルカリ硫黄化合
物を７００〜７８０℃で加熱して炭酸アルカリと固形炭
素（カーボン）および硫化水素に分解し、次いでガス中
から固形の炭酸アルカリを分離し、溶解してカーボンを
分離し、一方、硫化水素をボイラーで燃焼して８０２を
得、前記の炭酸アルカリ水溶液と反応させて亜硫酸アル
カリとして回収する方法である。
化水素を得る主要な反応は、次の反応式％式％ また、ＳＣＡプロセスとして知られる還元分解法がある
。この方法の特徴は還元的雰囲気下にアルカリ硫黄化合
物を７００〜７８０℃で加熱して炭酸アルカリと固形炭
素（カーボン）および硫化水素に分解し、次いでガス中
から固形の炭酸アルカリを分離し、溶解してカーボンを
分離し、一方、硫化水素をボイラーで燃焼して８０２を
得、前記の炭酸アルカリ水溶液と反応させて亜硫酸アル
カリとして回収する方法である。
一般に、タンペラ法のような反応形式は燃焼炉を必要と
し、また重曹の結晶を得るために複雑なプロセスを要し
大ωの水蒸気を必要とすることから、設備費が高くかつ
エネルギー的にも経済的でない。
し、また重曹の結晶を得るために複雑なプロセスを要し
大ωの水蒸気を必要とすることから、設備費が高くかつ
エネルギー的にも経済的でない。
また、ＳＣＡ法では分解温度が比較的低いため、供給物
中のカーボンは全部分解せず、一部は固体カーボンとし
て析出する。そのため炭酸アルカリとの分離のための口
過設備が必要であり、また得られるカーボン燃焼のため
に新しい炉を必要とする。燃焼炉からの熱回収のために
は複雑な操作の廃熱ボイラーを取付ける必要も生じ、更
にカーボンの湿潤ケーキの水分は８０％程度で、燃料と
して用いるためには乾燥が必要である。このカーボンを
廃棄物として再利用しない場合には、パルプ蒸解液中の
員重な有機物が燃料として有効に利用されないばかりで
なく、カーボンに付着したアルカリ、硫黄分が損失する
。従って、ＳＣＡプロセスは設備コスト、エネルギーコ
ストの面で非経済的である。
中のカーボンは全部分解せず、一部は固体カーボンとし
て析出する。そのため炭酸アルカリとの分離のための口
過設備が必要であり、また得られるカーボン燃焼のため
に新しい炉を必要とする。燃焼炉からの熱回収のために
は複雑な操作の廃熱ボイラーを取付ける必要も生じ、更
にカーボンの湿潤ケーキの水分は８０％程度で、燃料と
して用いるためには乾燥が必要である。このカーボンを
廃棄物として再利用しない場合には、パルプ蒸解液中の
員重な有機物が燃料として有効に利用されないばかりで
なく、カーボンに付着したアルカリ、硫黄分が損失する
。従って、ＳＣＡプロセスは設備コスト、エネルギーコ
ストの面で非経済的である。
Ｃ問題点を解決するための手段〕
本発明は、前記従来技術の欠点をなくし、供給液中の有
機物質を完全に分解してカーボンを生成させず、また有
価薬剤の損失を最低限に抑制するアルカリ硫黄化合物の
熱分解処理方法を提供する。
機物質を完全に分解してカーボンを生成させず、また有
価薬剤の損失を最低限に抑制するアルカリ硫黄化合物の
熱分解処理方法を提供する。
本発明によれば、前記ＳＣＡ法、あるいはタンペラ法と
異なり、基本的には比較的高温の還元雰囲気下でアルカ
リ硫黄化合物を熱分解させることを特徴とする。即ち、
本発明では、アルカリ硫黄化合物を含む固形物、水溶液
またはスラリーを還元的雰囲気中で、８００以上の温度
で熱分解させることが特徴である。これによって原料中
に含有される無機塩類はすべて溶融状態で炭酸塩化され
、カーボンを含む有機物は全てガス体として揮発され、
硫黄は硫化水素に変換される。一方、炭酸塩化された溶
融物は硫化水素の存在による副反応で生じた硫化アルカ
リを含むが、これは放散塔中で、分解によって生成した
ＣＯ２および炭酸アルカリと反応して硫化アルカリは硫
水素化アルカリに、炭酸アルカリの一部は重炭酸化アル
カリに転化される。放散塔内ではこれらは相互に反応し
てＨ２Ｓを生成する。更に未反応分を含む反応液は１」
２Ｓの分圧の低い二次放散塔内で加熱反応され、これに
よって、塔底から硫化アルカリを実質的に含まない炭酸
アルカリ溶液を、塔頂からは硫化水素を回収する。
異なり、基本的には比較的高温の還元雰囲気下でアルカ
リ硫黄化合物を熱分解させることを特徴とする。即ち、
本発明では、アルカリ硫黄化合物を含む固形物、水溶液
またはスラリーを還元的雰囲気中で、８００以上の温度
で熱分解させることが特徴である。これによって原料中
に含有される無機塩類はすべて溶融状態で炭酸塩化され
、カーボンを含む有機物は全てガス体として揮発され、
硫黄は硫化水素に変換される。一方、炭酸塩化された溶
融物は硫化水素の存在による副反応で生じた硫化アルカ
リを含むが、これは放散塔中で、分解によって生成した
ＣＯ２および炭酸アルカリと反応して硫化アルカリは硫
水素化アルカリに、炭酸アルカリの一部は重炭酸化アル
カリに転化される。放散塔内ではこれらは相互に反応し
てＨ２Ｓを生成する。更に未反応分を含む反応液は１」
２Ｓの分圧の低い二次放散塔内で加熱反応され、これに
よって、塔底から硫化アルカリを実質的に含まない炭酸
アルカリ溶液を、塔頂からは硫化水素を回収する。
本発明によれば、分解を高温で行なうものであるから、
カーボンのガス化により固体カーボンの発生日が極めて
少なく固体カーボンによるトラブルを生じさせず、また
反応液は純度が高く、環境汚染、薬剤の損失のない方法
が提供される。また、反応工程中に炭酸アルカリを結晶
で分離させる必要がなく、大全の蒸気を用いる蒸発工程
もないので経済的にも有利である。
カーボンのガス化により固体カーボンの発生日が極めて
少なく固体カーボンによるトラブルを生じさせず、また
反応液は純度が高く、環境汚染、薬剤の損失のない方法
が提供される。また、反応工程中に炭酸アルカリを結晶
で分離させる必要がなく、大全の蒸気を用いる蒸発工程
もないので経済的にも有利である。
更に、Ｎａの硫黄酸化物の熱分解処理を例として本発明
の反応経過を詳細に説明する。Ｎａの硫黄酸化物を反応
炉中で高温還元雰囲気下に熱分解する際、反応温度が高
温になる程、酸化物の還元が淀進されるので、Ｎａ Ｉ
ｊ！ｔ＊酸化物をほぼ完全に炭酸ナトリウムと硫化水素
に転換させるには、少くとも８００℃、好ましくは９０
０〜１１００℃の温度範囲で処理することが必要である
。
の反応経過を詳細に説明する。Ｎａの硫黄酸化物を反応
炉中で高温還元雰囲気下に熱分解する際、反応温度が高
温になる程、酸化物の還元が淀進されるので、Ｎａ Ｉ
ｊ！ｔ＊酸化物をほぼ完全に炭酸ナトリウムと硫化水素
に転換させるには、少くとも８００℃、好ましくは９０
０〜１１００℃の温度範囲で処理することが必要である
。
この条件下で生成するＮａ２ＣＯ３とｌ−１２３を溶融
状態で瞬時に完全に分離させることは困難である。本発
明では、洗浄塔中において反応ガス全体を水と接触させ
て炭酸ナトリウムの水溶液として分離する。
状態で瞬時に完全に分離させることは困難である。本発
明では、洗浄塔中において反応ガス全体を水と接触させ
て炭酸ナトリウムの水溶液として分離する。
この場合、最も困難な問題は、溶融物の主成分である炭
酸ナトリウムと反応生成物の硫化水素とが反応器中で逆
反応してＮａｚＳを生成させることである。このような
反応によってＮａ２３が生成すると、生成する炭酸ナト
リウム溶液にＮａ２Ｓが存在して、例えばバルブ蒸解に
再利用する際に硫化水素が発生し、また、反応の点から
も分解が低下するので、アルカリを再利用する場合の循
環耐が多くなり経済的ではない。さらに、本発明方法に
よって得られる硫化水素を燃焼して亜硫酸ガスとし、こ
れを炭酸ナトリウムと接触させて亜硫酸ナトリウムを得
る際にも、ＮａｚＳを含む炭酸ナトリウム水溶液を使用
すると、８０２の吸収につれてＨ２Ｓが放出される。こ
れは薬品の回収率の減少と大気汚染の問題を生じさせる
。
酸ナトリウムと反応生成物の硫化水素とが反応器中で逆
反応してＮａｚＳを生成させることである。このような
反応によってＮａ２３が生成すると、生成する炭酸ナト
リウム溶液にＮａ２Ｓが存在して、例えばバルブ蒸解に
再利用する際に硫化水素が発生し、また、反応の点から
も分解が低下するので、アルカリを再利用する場合の循
環耐が多くなり経済的ではない。さらに、本発明方法に
よって得られる硫化水素を燃焼して亜硫酸ガスとし、こ
れを炭酸ナトリウムと接触させて亜硫酸ナトリウムを得
る際にも、ＮａｚＳを含む炭酸ナトリウム水溶液を使用
すると、８０２の吸収につれてＨ２Ｓが放出される。こ
れは薬品の回収率の減少と大気汚染の問題を生じさせる
。
コノヨうな逆反応、Ｎ ” ２ ＣＯ３＋ Ｈ２３耐Ｎ
ａ２Ｓ、は操作上避けられないので、本発明では、接触
式洗浄塔で得られる液を炭酸ガスを含む洗浄塔排ガスと
多段向流的に接触させて次の反応を行なわせるのである
。
ａ２Ｓ、は操作上避けられないので、本発明では、接触
式洗浄塔で得られる液を炭酸ガスを含む洗浄塔排ガスと
多段向流的に接触させて次の反応を行なわせるのである
。
１−＋２ Ｓ＋ （Ｎａ ２ Ｓ＋ＣＯ２＋Ｎａ ２
ＣＯ３＋Ｈ２０）：Ｎａ Ｈ８＋Ｎａ ＨＣＯ３＋Ｈ２
Ｓ↑ （１）この反応は本発明では常圧下、ま
たガス相には硫化水素が存在するところで行なわれる。
ＣＯ３＋Ｈ２０）：Ｎａ Ｈ８＋Ｎａ ＨＣＯ３＋Ｈ２
Ｓ↑ （１）この反応は本発明では常圧下、ま
たガス相には硫化水素が存在するところで行なわれる。
したがって、通常、右辺から左辺に反応が移動する条件
は満されず、反応は右辺に進む。
は満されず、反応は右辺に進む。
この反応生成物の水溶液を多段向流塔の底部から取り出
し、硫化水素の分圧の低い二次放散塔中で加熱下に反応
を行なわせると、次式の反応が進行する。
し、硫化水素の分圧の低い二次放散塔中で加熱下に反応
を行なわせると、次式の反応が進行する。
Ｎａ トＩＳ＋Ｎａ ＨＣＯ３→Ｎａ ２ Ｃ
Ｏ３＋＋−１２Ｓ↑ （りこの反応には真空下で
僅かの水蒸気の存在で行なうのが適当である。
Ｏ３＋＋−１２Ｓ↑ （りこの反応には真空下で
僅かの水蒸気の存在で行なうのが適当である。
本発明方法は分解ガス中の炭酸ガスを有効に利用するの
で、タンベラ法と異なり、別のガス源を必要としない。
で、タンベラ法と異なり、別のガス源を必要としない。
一方、反応液中のＮａ Ｈ８とＮａ ＨＣＯ３によって
８２８分圧の低い条件下で反応さけるので、固形物とし
て重炭酸ナトリウムを循環使用する必要もなく、設備費
および用液費共、著しく経済的である。
８２８分圧の低い条件下で反応さけるので、固形物とし
て重炭酸ナトリウムを循環使用する必要もなく、設備費
および用液費共、著しく経済的である。
第１図は本発明方法を実施するためのフローシートの一
例である。反応塔１には原料供給ライン１１と空気供給
ライン１２があり、ここで高温還元分解が行なわれる。
例である。反応塔１には原料供給ライン１１と空気供給
ライン１２があり、ここで高温還元分解が行なわれる。
反応生成物は洗浄塔２に送られ、そこでライン１３から
の水と接触される。
の水と接触される。
洗浄水によって反応生成物は溶解され、得られた水溶液
はライン１４を経て一次放散塔３の塔頂部に供給され、
底部からは洗浄塔２の塔頂からライン１５を経て送られ
る洗浄済ガスを供給して向流的に接触させる。−次放散
塔では前記式（１）の反応が十分に達成しうるように数
段の多孔層を設けるのが好ましい。かくして、−次放散
塔の頂部からは比較的純粋な形でライン１７を経て＋２
８が取出される。反応液はうイン１６を経て多段式二次
放散塔４の塔頂部分に供給される。二次放散塔４の塔頂
部にはコンデンサー５を介して真空ポンプ６が装着され
ており、該放ｒｌｉ塔内における前記式（２）の反応が
Ｈ２Ｓ分圧の低い状態（８０〜８５℃、３００〜４００
ｍｍｌ−１（１） テｆｊｔ）し、カッ塔底部ｔ、；：
。
はライン１４を経て一次放散塔３の塔頂部に供給され、
底部からは洗浄塔２の塔頂からライン１５を経て送られ
る洗浄済ガスを供給して向流的に接触させる。−次放散
塔では前記式（１）の反応が十分に達成しうるように数
段の多孔層を設けるのが好ましい。かくして、−次放散
塔の頂部からは比較的純粋な形でライン１７を経て＋２
８が取出される。反応液はうイン１６を経て多段式二次
放散塔４の塔頂部分に供給される。二次放散塔４の塔頂
部にはコンデンサー５を介して真空ポンプ６が装着され
ており、該放ｒｌｉ塔内における前記式（２）の反応が
Ｈ２Ｓ分圧の低い状態（８０〜８５℃、３００〜４００
ｍｍｌ−１（１） テｆｊｔ）し、カッ塔底部ｔ、；：
。
はスチームのような加熱媒体２４が導入されて、液が塔
内を下降中に前記反応が十分完了するように考慮されて
いる。この反応で生成するＨ２Ｓガスは吸引されてコン
デンサー５により冷却され、水分が除去された形でライ
ン２０を経て、−次放散塔の頂部からのＨ２Ｓガスと合
体される。一方、二次放散塔の底部から取出される反応
液は反応によって生成された炭酸ナトリウムを主成分と
する水溶液である。
内を下降中に前記反応が十分完了するように考慮されて
いる。この反応で生成するＨ２Ｓガスは吸引されてコン
デンサー５により冷却され、水分が除去された形でライ
ン２０を経て、−次放散塔の頂部からのＨ２Ｓガスと合
体される。一方、二次放散塔の底部から取出される反応
液は反応によって生成された炭酸ナトリウムを主成分と
する水溶液である。
本発明方法の基本は１」２Ｓと発生させる工程が主体で
あるが、分離された８塔からのＨ２Ｓは燃焼炉７に送り
、２５がら空気を導入して燃焼させ、この燃焼ガスをＳ
０２吸収塔８に送り、二次放散塔から流出する炭酸ナト
リウム溶液と接触させれば、亜硫酸ナトリウムとしてア
ルカリを回収することができる。また、回収されたＨ２
Ｓはその他単体硫黄製造等に利用することができる。
あるが、分離された８塔からのＨ２Ｓは燃焼炉７に送り
、２５がら空気を導入して燃焼させ、この燃焼ガスをＳ
０２吸収塔８に送り、二次放散塔から流出する炭酸ナト
リウム溶液と接触させれば、亜硫酸ナトリウムとしてア
ルカリを回収することができる。また、回収されたＨ２
Ｓはその他単体硫黄製造等に利用することができる。
更に、本発明の方法を熱回収の面から反応炉の後に、第
２図に示すように、廃熱ボイラーを併置させることもで
きる。第２図で３１は廃熱ボイラー、３０は溶融物受槽
である。この受槽に溶解水を加え、ここで新しい溶解液
を作り、高温ガスは廃熱ボイラーに通じて熱回収した後
、前記−次放散塔下部に供給し、溶解液を一次放散塔の
頂部へ供給して熱回収が行なわれる。また、第３図のよ
うに、反応ガスを冷却塔４１に送り、高温ガスを得て、
これを蒸発缶４３の熱交換器４２に送って、脱湿の際の
凝縮液で被蒸発液に熱を与え、放散塔３への溶液の濃縮
をも行なわせることもできる。
２図に示すように、廃熱ボイラーを併置させることもで
きる。第２図で３１は廃熱ボイラー、３０は溶融物受槽
である。この受槽に溶解水を加え、ここで新しい溶解液
を作り、高温ガスは廃熱ボイラーに通じて熱回収した後
、前記−次放散塔下部に供給し、溶解液を一次放散塔の
頂部へ供給して熱回収が行なわれる。また、第３図のよ
うに、反応ガスを冷却塔４１に送り、高温ガスを得て、
これを蒸発缶４３の熱交換器４２に送って、脱湿の際の
凝縮液で被蒸発液に熱を与え、放散塔３への溶液の濃縮
をも行なわせることもできる。
更に、燃焼炉７をガス炊きボイラーとして蒸気を回収す
ることも可能である。
ることも可能である。
（実施例）
供給原料として中性亜硫酸バルブ蒸解液を用い、第１図
に示？ｔ′装置を使用して本発明の高温還元分解法を行
なった。原液の濃縮組成は次の通りである。
に示？ｔ′装置を使用して本発明の高温還元分解法を行
なった。原液の濃縮組成は次の通りである。
液 濃 度 ５５重偵％組成
Ｎａ １３．０重量％Ｓ ８
．８１１ Ｃ３０，３〃 Ｈ３，２” Ｑ ４５．０” Ｎａ ２ＳＯａ １０．Ｏｎ 発熱ｆｆｉ ３０００Ｋｃａｌ ／ｋｑ反
応塔は直径４．４ｍ、高さ４８５ｍである。
Ｎａ １３．０重量％Ｓ ８
．８１１ Ｃ３０，３〃 Ｈ３，２” Ｑ ４５．０” Ｎａ ２ＳＯａ １０．Ｏｎ 発熱ｆｆｉ ３０００Ｋｃａｌ ／ｋｑ反
応塔は直径４．４ｍ、高さ４８５ｍである。
上記凝縮原料を反応塔の頂部から６０００ｋｏ／Ｈノ割
合テ供給シ、空気ｆｌ！を９４０ＯＮ ｍ３／ｆ−１！
：して、反応過度を９００℃として反応させた。
合テ供給シ、空気ｆｌ！を９４０ＯＮ ｍ３／ｆ−１！
：して、反応過度を９００℃として反応させた。
かくして得られたガスと溶融物を洗浄塔内で洗浄液と接
触させる。洗浄塔から得られた水溶液の組成は次の通り
であった。
触させる。洗浄塔から得られた水溶液の組成は次の通り
であった。
Ｎａ ２ＣＯ３５７，８重量％
ＮａｚＳ ３５．３ ｎ
Ｎａ ２８０４ ５．Ｂ ｎ
コノ水溶液を直径２．７ｍ、高さ１２ｍで、６段の多孔
板を有する一次放散塔の塔頂部に供給し、下部に洗浄塔
からのガスを供給する。−次放散塔では前記式（１）の
反応が進行し、次表の組成（乾物恒）を有する溶液が得
られた。
板を有する一次放散塔の塔頂部に供給し、下部に洗浄塔
からのガスを供給する。−次放散塔では前記式（１）の
反応が進行し、次表の組成（乾物恒）を有する溶液が得
られた。
Ｎａ ２ ＣＯ３８０，７重ｆｆｉ％
Ｎａ２ｓ １１．７ ｌｌＮａ２Ｓ
Ｏ４７，６ｔｒ 次に、得られた水溶液を、直径１２ｍ、高さ４．５ｍで
、１０段の多孔板を有する二次放散塔の頂部に供給した
。二次放散塔の底部からは６００〜８００ｋｃ＋／Ｈの
スチームが供給されて、ここで式（２）の、反応が完結
される。得られた塔底液の組成（乾物換尊）は次の通り
であった。
Ｏ４７，６ｔｒ 次に、得られた水溶液を、直径１２ｍ、高さ４．５ｍで
、１０段の多孔板を有する二次放散塔の頂部に供給した
。二次放散塔の底部からは６００〜８００ｋｃ＋／Ｈの
スチームが供給されて、ここで式（２）の、反応が完結
される。得られた塔底液の組成（乾物換尊）は次の通り
であった。
Ｎａ ２ＣＯ３９２，０重世％
Ｎａ２Ｓ １．５ ｎ
Ｎａ２ＳＯ４６，５！Ｉ
前前記取次放散塔らのガスの組成は容（至）％で表わし
て、ＣＯ２１４，９％、ＣＯｌ、４％、８２８．８％、
ｌ−１２８１，６％、 ＣＦｌ ４ ０．１ ％ 、 Ｎ２
５８．１ ％ 、 Ｈ２０１２，１％であり、流出
■は１３００ＯＮ ｍ３／Ｈであった。
て、ＣＯ２１４，９％、ＣＯｌ、４％、８２８．８％、
ｌ−１２８１，６％、 ＣＦｌ ４ ０．１ ％ 、 Ｎ２
５８．１ ％ 、 Ｈ２０１２，１％であり、流出
■は１３００ＯＮ ｍ３／Ｈであった。
上記のようにして得られた炭酸ナトリウム溶液はＮａ２
Ｓ含量が少なく、また吸収工程に送ったときにも硫化ナ
トリウムの存在による８０２吸収工程のトラブルや生成
亜硫Ｍｍをバルブ蒸解に使用したときにも悪臭の問題を
生ぜず、従来技術の問題点がすべて解決されることが判
った。
Ｓ含量が少なく、また吸収工程に送ったときにも硫化ナ
トリウムの存在による８０２吸収工程のトラブルや生成
亜硫Ｍｍをバルブ蒸解に使用したときにも悪臭の問題を
生ぜず、従来技術の問題点がすべて解決されることが判
った。
本発明の方法による効果を、廃熱ボイラーおよびガス炊
きボイラー設置した場合に、Ｎ５ＳＣＰ２００Ｔ／Ｄプ
ラントで、従来技術のＳＣＡ法と比較したときの結果で
示すと、次のようである。
きボイラー設置した場合に、Ｎ５ＳＣＰ２００Ｔ／Ｄプ
ラントで、従来技術のＳＣＡ法と比較したときの結果で
示すと、次のようである。
本発明の方法 ＳＣＡ法
蒸気発生量 ５．５〜７ ３〜
３．５（ｋｇ／乾燥固体トン廃液） 電力（ＫＷ＋−（） ２２００
２４０ＯＮａｚＳ０４分解（％） ８５〜
９０ ４０〜５ＯＮａ回収率（％）
９５以上 ９゜Ｓ回収率く％）
９７以上 ９３カーボンガス化率（
％） ９９．９以上 ５０設備コスト
（円） １００ ２００以
上の様に、本発明方法の経済的優位が判明した。また、
上表での動力消費量の減少は、主に本発明方法ではカー
ボンの発生が殆んどないので、口過設備を要しないため
である。更に、本発明方法の利点として、回収液中の芒
硝の沿が少ないことが挙げられる。これは本発明の反応
方法によれば、供給液中の芒硝が殆んど分解して炭酸ナ
トリウムとなり、回収葉液中の芒硝化は極めて少ない。
３．５（ｋｇ／乾燥固体トン廃液） 電力（ＫＷ＋−（） ２２００
２４０ＯＮａｚＳ０４分解（％） ８５〜
９０ ４０〜５ＯＮａ回収率（％）
９５以上 ９゜Ｓ回収率く％）
９７以上 ９３カーボンガス化率（
％） ９９．９以上 ５０設備コスト
（円） １００ ２００以
上の様に、本発明方法の経済的優位が判明した。また、
上表での動力消費量の減少は、主に本発明方法ではカー
ボンの発生が殆んどないので、口過設備を要しないため
である。更に、本発明方法の利点として、回収液中の芒
硝の沿が少ないことが挙げられる。これは本発明の反応
方法によれば、供給液中の芒硝が殆んど分解して炭酸ナ
トリウムとなり、回収葉液中の芒硝化は極めて少ない。
このため、黒液の濃縮工程において芒硝の析出による蒸
発操作上のトラブルがなく、最終濃度を従来法に較べて
高くすることができる。
発操作上のトラブルがなく、最終濃度を従来法に較べて
高くすることができる。
第１図は本発明を実施するための装置構成を示すフロー
シートの一例である。第２図は熱回収のための廃熱ボイ
ラーを併置する場合のフローシートの一部である。第３
図は熱回収を伴なう伯のフローシートの一部である。 １・・・・・・反応塔、２・・・・・・洗浄塔、３・・
・・・・−次放散塔、４・・・・・・二次放散塔、５・
・・・・・コンデンサー、６・・・・・・真空ポンプ、
７・・・・・・燃焼炉、８・・・・・・８０２吸収塔、
３０・・・・・・溶融物受槽、３１・・・・・・廃熱ボ
イラー、４１・・・・・・冷ｗ塔、４２・・・・・・熱
交換器、４３・・・・・・蒸発缶、４４・・・・・・コ
ンデンサー。
シートの一例である。第２図は熱回収のための廃熱ボイ
ラーを併置する場合のフローシートの一部である。第３
図は熱回収を伴なう伯のフローシートの一部である。 １・・・・・・反応塔、２・・・・・・洗浄塔、３・・
・・・・−次放散塔、４・・・・・・二次放散塔、５・
・・・・・コンデンサー、６・・・・・・真空ポンプ、
７・・・・・・燃焼炉、８・・・・・・８０２吸収塔、
３０・・・・・・溶融物受槽、３１・・・・・・廃熱ボ
イラー、４１・・・・・・冷ｗ塔、４２・・・・・・熱
交換器、４３・・・・・・蒸発缶、４４・・・・・・コ
ンデンサー。
Claims (2)
- （１）アルカリ硫黄化合物を含む固形物、水溶液または
スラリーを還元的雰囲気中で８００℃以上の温度で熱分
解し、生成する溶融物を水に溶解し、生成する水溶液と
前記熱分解で発生した炭酸ガスを含むガス流とを接触さ
せ、溶液中の硫化アルカリを硫化水素アルカリに、炭酸
アルカリの一部を重炭酸アルカリに転化させると共に、
これらをＨ＿２Ｓ分圧の低減された条件下に相互に反応
させて、生成する硫化水素ガスと炭酸アルカリ溶液とを
回収することを特徴とするアルカリ硫黄化合物の熱分解
処理方法。 - （２）前記の回収された硫化水素を燃焼して亜硫酸ガス
の形とし、これを前記回収した炭酸アルカリ溶液と反応
させ、得られる亜硫酸アルカリを回収する工程を更に含
む特許請求の範囲第（１）項記載の方法。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP334086A JPS62162606A (ja) | 1986-01-10 | 1986-01-10 | アルカリ硫黄化合物の熱分解処理方法 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP334086A JPS62162606A (ja) | 1986-01-10 | 1986-01-10 | アルカリ硫黄化合物の熱分解処理方法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS62162606A true JPS62162606A (ja) | 1987-07-18 |
| JPH0551524B2 JPH0551524B2 (ja) | 1993-08-02 |
Family
ID=11554625
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP334086A Granted JPS62162606A (ja) | 1986-01-10 | 1986-01-10 | アルカリ硫黄化合物の熱分解処理方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JPS62162606A (ja) |
Cited By (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN103693780A (zh) * | 2013-12-20 | 2014-04-02 | 四川省洪雅青衣江元明粉有限公司 | 一种节能减排综合利用的硝水净化方法及其装置 |
| RU2621755C2 (ru) * | 2012-06-22 | 2017-06-07 | Эвоник Дегусса Гмбх | Реактор и способ для получения сероводорода |
| CN116425121A (zh) * | 2023-05-22 | 2023-07-14 | 南风化工(运城)集团有限公司 | 一种硫化钠的生产方法 |
-
1986
- 1986-01-10 JP JP334086A patent/JPS62162606A/ja active Granted
Cited By (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2621755C2 (ru) * | 2012-06-22 | 2017-06-07 | Эвоник Дегусса Гмбх | Реактор и способ для получения сероводорода |
| CN103693780A (zh) * | 2013-12-20 | 2014-04-02 | 四川省洪雅青衣江元明粉有限公司 | 一种节能减排综合利用的硝水净化方法及其装置 |
| CN116425121A (zh) * | 2023-05-22 | 2023-07-14 | 南风化工(运城)集团有限公司 | 一种硫化钠的生产方法 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPH0551524B2 (ja) | 1993-08-02 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| SU1443810A3 (ru) | Способ получени химических веществ из отработанного щелока сульфатного производства целлюлозы | |
| JP6808633B2 (ja) | 水酸化マグネシウムによる二酸化炭素隔離、および、水酸化マグネシウムの再生 | |
| US3784680A (en) | Cyclical process for recovery of elemental sulfur from waste gases | |
| US3826710A (en) | Carbonation system for recovery of sodium base pulping liquor | |
| US4202864A (en) | Process for controlling environmental pollution from steam containing hydrogen sulfide | |
| US3331732A (en) | Method of removing hydrogen sulfide from an aqueous solution of alkali sulfide | |
| US4241041A (en) | Methods for the recovery of sulfur components from flue gas and recycle sodium sulfite by reduction-smelting and carbonating to strip hydrogen sulfide | |
| US4098886A (en) | Gas purification liquors | |
| US3617212A (en) | Recovery of sulfur dioxide from waste gases | |
| JPS62162606A (ja) | アルカリ硫黄化合物の熱分解処理方法 | |
| US4122148A (en) | Sulfur dioxide removal process | |
| US2752243A (en) | Ammonia-sulfur dioxide cooking acid regeneration | |
| JPS5943402B2 (ja) | 硫酸の製造方法 | |
| PT100100B (pt) | Processo para recuperar energia e produtos quimicos a partir de licor negro | |
| CA1192022A (en) | Sulfur dioxide reduction process | |
| US4561934A (en) | Method of recovering chemicals from chloride-containing green liquor | |
| GB1348548A (en) | Pollution controlled polysulphide recovery process | |
| CA2083899A1 (en) | Method of and an apparatus for recovering sulphur dioxide from the chemical circulation of a sulphate pulp mill | |
| US2947656A (en) | Processing of spent cooking liquors | |
| US3098710A (en) | Alkali and sulfite recovery | |
| US3600131A (en) | Removal of sulfur dioxide from waste gases | |
| FI67414C (fi) | Foerfarande foer tillvaratagande av magnesiumbisulfit | |
| US4153670A (en) | Method of treating an alkali metal sulfide liquor | |
| US3989809A (en) | Process for the recovery of sulfur | |
| FI65454C (fi) | Saett att aotervinna natriumkemikalier fraon groenlut samt roekgaser |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| LAPS | Cancellation because of no payment of annual fees |