NO133554B

NO133554B -

Info

Publication number: NO133554B
Application number: NO2194/71A
Authority: NO
Inventors: C B Fogman; H W Nelson; U Tsao
Original assignee: Combustion Eng
Priority date: 1970-06-11
Filing date: 1971-06-10
Publication date: 1976-02-09
Also published as: NO133554C; US3650888A; SE391546B; ZA713733B; ES392100A1; FR2096202A5; GB1336899A; JPS5013361B1; CA941106A

Description

Cellulosefremstilling,med ved som råstoff, ved den kjente polysulfidprosess, er en prosess som i de senere år er blitt viet stor oppmerksomhet på grunn av det hoyere masseutbytte fra ved, enn det som kan oppnåes ved en konvensjonell sulfatprosess ved samme mas-sekvalitet. Sulfatkoking utfores med en vandig oppldsning inneholdende NaOH og Na2S. Ved polysulfidkoking tilsettes svovel til den samme type kokelut under slike betingelser som tillater dannelse av natriumpolysulfid, NagS^. Det forbedrede masseutbytte overfor kjen- Cellulose production, with wood as raw material, by the well-known polysulphide process, is a process which in recent years has received a lot of attention due to the higher pulp yield from wood than what can be achieved with a conventional sulphate process at the same pulp quality. Sulphate boiling is carried out with an aqueous solution containing NaOH and Na2S. In polysulphide boiling, sulfur is added to the same type of boiling liquor under such conditions that allow the formation of sodium polysulphide, NagS^. The improved mass yield compared to known

te fremgangsmåter er i stdrrelsesordenen IO - 14 %, og da vedprisen er den vesentlige omkostningsfaktor ved massefrem stilling, er det okohomieke incitament for å utvikle prosessen åpenbar. te methods are in the order of magnitude IO - 14%, and as the price of wood is the main cost factor in mass production, the Ochoomic incentive to develop the process is obvious.

Den opprinnelige svoveltilsetning ved polysulfidkoking kan The original sulfur addition by polysulphide boiling can

være tre ganger hoyere enn den som anvendes ved sulfatkoking, og avluten kan derfor ikke underkastes normal sulfatinndampning og for- be three times higher than that used in sulphate boiling, and the effluent cannot therefore be subjected to normal sulphate evaporation and

brenning uten alvorlige folger. F.eks, vil det under operasjonen frigjores utålelige nivåer av H2S som vil gi luft- og vannforurensning sproblemer, og.det vil ytterligere oppstå oket korrosjon og ned-satt kapasitet i flertrinnsinndamperne. Det vil også oppstå okede korrosjonsproblemer i kjemikaliegjenvinningsovnen såvel som oket eksplosjonsfare som folge av den hoye sulfiditet. Disse problemer samt svoveltapet vil gjore systemet upraktisk,, burning without serious consequences. For example, during the operation, intolerable levels of H2S will be released, which will cause air and water pollution problems, and there will further be increased corrosion and reduced capacity in the multi-stage evaporators. There will also be increased corrosion problems in the chemical recovery furnace as well as an increased risk of explosion as a result of the high sulphidity. These problems as well as the sulfur loss will make the system impractical,

Foreliggende oppfinnelse angår derfor en fremgangsmåte ved gjenvinning av Na2S- og Na^O^-holdig avlut fra en polysulfidkokeprosess, hvor avluten fjernes og vaskes fra massen under i det alt vesentlige oxygenfrie betingelser og eventuelt forinndampes, fortrinnsvis til et torr stoffinnhold på 25-30%, og carbonatiseres for å omdanne natriumcarbonat til natriumbicarbonat som reagerer med Na2S under dannelse av hydrogensulfid som vakuumavstrippes og omdannes til elementært svovel, og hvor den carbonatiserte avlut inndampes og forbrennes og den erholdte smelte opploses til å gi en gronnlut som kaustiseres til å gi hvitlut som omsettes med det erholdte elementære svovel for å gi polysulfidkokevæske, og fremgangsmåten er sær-preget ved de folgende trinn: a) den ved vaskingen fraskilte og eventuelt forinndampede avluts pH-verdi senkes ved til avluten å tilbakeføre endel av den natriumbicarbonatholdige, carbonatiserte avlutstrdm, b) en natriumcarbonatholdig hydrogensulfidavstrippet avlut tilfores til avluten for den carbonatiseres, c) natriiomhydroxyd og eventuelt hvitlut settes til den hydrogensul-fidavstrippede avlut for å regulere pH til 12-13 og for å erstatte The present invention therefore relates to a method for the recovery of Na2S- and Na^O^-containing liquor from a polysulphide boiling process, where the liquor is removed and washed from the mass under essentially oxygen-free conditions and optionally pre-evaporated, preferably to a dry matter content of 25-30 %, and is carbonated to convert sodium carbonate to sodium bicarbonate which reacts with Na2S to form hydrogen sulphide which is vacuum stripped and converted to elemental sulphur, and where the carbonated waste liquor is evaporated and burned and the resulting melt is dissolved to give a green liquor which is causticized to give white liquor which is reacted with the elemental sulfur obtained to give polysulphide boiling liquor, and the method is characterized by the following steps: a) the pH value of the waste liquor separated during washing and possibly pre-evaporated is lowered by returning part of the sodium bicarbonate-containing, carbonated waste liquor stream to the waste liquor, b) a sodium carbonate-containing hydrogen sulphide stripped of liquor s to the leachate before it is carbonated, c) sodium hydroxide and possibly white liquor are added to the hydrogen sulphide-stripped leachate to regulate the pH to 12-13 and to replace

natriumtap, eventuelt fulgt av oxydasjon av Na2S i avluten for å sodium loss, possibly followed by oxidation of Na2S in the effluent to

oke avlutens pH, hvorpå increase the pH of the effluent, after which

d) avluten inndampes og forbrennes på i og for seg kjent måte. d) the waste liquor is evaporated and incinerated in a manner known per se.

Vaskingen av massen efter koking utfores slik at oxydasjonen av The washing of the mass after boiling is carried out so that the oxidation of

NaSH minimaliseres, hvilket er nodvendig for en maksimal svovelgjen-vinning. Avluten forinndampes og blandes med en resirkulerende strom inneholdende NaHCO^ og Na^CO^ for således å heve bicarbonatkonsen-trasjonen og senke pH for såpeavskumning og for å bringe opp carbonat-> konsentrasjonen for carbondioxydbehandlingstrinnet og H2S-strippetrinnet. Behandlingen av avluten med carbondioxyd for å danne bicarbonat resulterer i en viss frigjorelse av H2S. Hoveddelen av H2S-frigjoringen finner sted i det efterfolgende vakuumstrippetrinn, hvorved fremstilles en konsentrert H2S-strdm for omdannelse til elementært svovel og for produksjon av polysulfidkokevæske. Andre trekk ved oppfinnelsen omfatter regulering av konsentrasjonen av pH for å minimalisere eller unngå prosessvanskeligheter samt gjenvinne svovelholdig gass eller væskestrdmmer som eller ville forårsake NaSH is minimized, which is necessary for maximum sulfur recovery. The effluent is pre-evaporated and mixed with a recirculating stream containing NaHCO^ and Na^CO^ to thus raise the bicarbonate concentration and lower the pH for soap skimming and to bring up the carbonate concentration for the carbon dioxide treatment step and the H2S stripping step. The treatment of the effluent with carbon dioxide to form bicarbonate results in some release of H2S. The main part of the H2S release takes place in the subsequent vacuum stripping step, whereby a concentrated H2S stream is produced for conversion to elemental sulfur and for the production of polysulphide boiling liquid. Other features of the invention include regulating the concentration of pH to minimize or avoid process difficulties as well as recovering sulphurous gas or liquid streams which or would cause

forurensning. contamination.

Fig. 1 viser et prosesskjema for hele prosessen. Fig. 1 shows a process diagram for the entire process.

"Fig. 2 er et prosesskjema for massevaskedelen av systemet. Fig. 3 er et strdmningsskjema for flertrinnsinndampningssystemet. Fig. 4 er et prosesskjema for et alternativt lutresirkula-sjonsarrangement. Fig. 2 is a process diagram for the mass washing part of the system. Fig. 3 is a flow diagram for the multi-stage evaporation system. Fig. 4 is a process diagram for an alternative liquor recirculation arrangement.

Vedfiis, slik som furu (loblolly) flis, polysulfidlut og hvitlut innfores i kokeren 1"2 sammen med eventuelt resirkulerende sva-rtlut for tilstrekkelig fylling. Den foretrukne mengde polystSL-fidsvovel i kokelut-blandingen utgjor ca. 4 vekt% av veden (regnet som torrstoff). Den maksimale praktiske mengde av polysulfidsvovel er ca. 7 %., og oppfinnelsen kan utoves med hvilken som helst mengde polysulfid.opp til denne maksimumsverdi. Polysulfidkokingsprosessen kan utfores enten satsvis eller i en kontinuerlig koker. Den kokte masse fores til en blåse eller "flash<1»> tank 14 i hvilken damper frigjores. Dampstrommene både fra kokeren 12 og blåsetanken 14 inneholder-svovelforbindelser i det vesentlige i form av hydrogensulfid og mercaptaner. Mengden av frigjorte svovelforbindelser vil være vesentlig hoyere enn for en konvensjonell sulfatkokeprosess. Disse damper fores derefter til en -eller flere kondensere 16 hvor det som lar seg leondensere, fjernes, og derefter til en damptank 18 for lag-ring og senere behandling. -Ved en konvensjonell sulfatprosess underkastes massen en. nrota^roms vaskeoperasjon for å-oppnå et rent masseprodukt^og en avlut med relativt 1ioye konsentrasjoner av opploste, ikke-masse ved-fraksjoner og brukte kjemikal-ier. Denne vasking utfores generelt -i et tre- .eller fire-filtervalsesystem med en åpen avtrekkshette for utforing av damper til atmosfæren. tuten-i en massevasker inneholder betydelige mengder NaSH. Ved en "åpen" vaskeoperasjon vil en vesentlig del av denne NaSH oxyderes til Na^S^O^- .Dette er onskelig ved en sulfatprosess siden dette binder deler av svovelen i en ikke-forflyk-tig form ~som ikke danner H^S i inndamperne. Luten som kommer fra en polysulfidkokeprosess inneholder 2-3 ganger så meget NaSH som det som er tilfelle ved en-vanlig sulfatprosess. En vellykket operasjon av det foreliggende polysulfidsvovelgjenvinningssystem krever at mengden av NaSH som oxyderes til Ha^ S^)^ må minimaliseres. Ellers ville en urimelig hdy mengde Na,,S være tilstede i kokekjemikaliene for a oppnå tilstrekkelig NaSH for omdannelse til ^S og derefter til svovel; dette fordi Na^^ O^ forbTir intakt under den åpenbarte fremgangsmåte og ikke bidrar til H,,s dannelse. Wood chips, such as pine (loblolly) chips, polysulfide liquor and white liquor are introduced into the boiler 1"2 together with possibly recirculating black liquor for sufficient filling. The preferred amount of polystSL-fidsulfur in the cooking liquor mixture constitutes approx. 4% by weight of the wood (calculated as dry matter). The maximum practical amount of polysulfide sulfur is about 7%, and the invention can be practiced with any amount of polysulfide up to this maximum value. The polysulfide cooking process can be carried out either batchwise or in a continuous boiler. The cooked mass is fed to a blow or "flash<1»> tank 14 in which steam is released. The steam streams from both the boiler 12 and the blowing tank 14 contain sulfur compounds essentially in the form of hydrogen sulphide and mercaptans. The quantity of liberated sulfur compounds will be significantly higher than for a conventional sulphate boiling process. These vapors are then fed to one or more condensers 16 where what can be condensed is removed, and then to a vapor tank 18 for storage and later treatment. -In a conventional sulphate process, the mass is subjected to a room washing operation to obtain a clean pulp product and an effluent with relatively high concentrations of dissolved, non-pulp wood fractions and used chemicals. This washing is generally carried out -in a three- or four-filter roller system with an open exhaust hood for discharging vapors to the atmosphere. the spout of a pulp washer contains significant amounts of NaSH. In an "open" washing operation, a significant part of this NaSH will be oxidized to Na^S^O^-. This is undesirable in a sulphate process since this binds parts of the sulfur in a non-volatile form ~ which does not form H^S in the evaporators. The lye that comes from a polysulphide boiling process contains 2-3 times as much NaSH as is the case with a conventional sulphate process. Successful operation of the present polysulfide sulfur recovery system requires that the amount of NaSH oxidized to Ha^S^)^ must be minimized. Otherwise, an unreasonably high amount of Na,,S would be present in the cooking chemicals to obtain sufficient NaSH for conversion to ^S and then to sulfur; this because Na^^ O^ remains intact during the revealed procedure and does not contribute to H,,'s formation.

Derfor anvendes ved foreliggende oppfinnelse et massevaskesystem 20 som mer detaljert er vist i fig. 2. Dette system omfatter en massevasker 22 som i dette tilfelle er vist utstyrt med 3 filtervalser. Denne vasker er fullstendig innesluttet av huset 24 for i det vesentlige å hindre enhver luftinntrengning. Filtratet fra hver valsevasker fores individuelt til en filtrattank 26 i en motstroms operasjon, og avluten fores ut til det neste operasjons-trinn som senere vil bli beskrevet. Dampene fra filtrattankene fores til. en skumtank 28 og resirkuleres ved hjelp av viften 30 gjennom dampskilletankén (vapor surge . tank) 32. Som også vist i fig. 2 er dampskilletanlcen forbundet med polysulfidtanken 36 ved hjelp av rorledningen "surge line" 34. Hensikten med dette er å dekke poly-sulf idluten i dens lagertank med nitrogen og vanndamp for å forhindre dxydasjon av polysulfid til «inaktivt thiosulfat. Therefore, in the present invention, a mass washing system 20 is used which is shown in more detail in fig. 2. This system includes a mass washer 22 which in this case is shown equipped with 3 filter rollers. This washer is completely enclosed by the housing 24 to essentially prevent any air ingress. The filtrate from each roller washer is fed individually to a filtrate tank 26 in a countercurrent operation, and the effluent is fed out to the next operational step which will be described later. The vapors from the filtrate tanks are fed to a foam tank 28 and is recirculated by means of the fan 30 through the vapor surge tank 32. As also shown in fig. 2, the vapor separation tank is connected to the polysulfide tank 36 by means of the surge line 34. The purpose of this is to cover the polysulfide liquor in its storage tank with nitrogen and water vapor to prevent oxidation of polysulfide to inactive thiosulphate.

Dette fullstendig innlukkede massevaskesystem må operere i en kort begynnerperiode (1 - 2 timer) for å forbruke det initiale oxygeninnhold av vaskesystemet. Oxygenet vil bli forbrukt ved reaksjon med noe av det tilstedeværende NaSH i ldpet av denne initiale periode. Efter denne periode vil dampene i det vesentlige bestå av nitrogen og vanndamp og således forhindre ytterligere oxydasjon. This completely enclosed mass washing system must operate for a short initial period (1 - 2 hours) to consume the initial oxygen content of the washing system. The oxygen will be consumed by reaction with some of the NaSH present during this initial period. After this period, the vapors will essentially consist of nitrogen and water vapor and thus prevent further oxidation.

En annen fordelaktig effekt som oppnåes ved lukning av mas-sevaskeren er et redusert varmeforbruk. Vanligvis fores varmt vann ved 55 - 60°C til den siste filtervalse som vaskevann. Med et åpent avtrekkssystem vil fordampning av vann fra luten finne sted, hvilket vil holde temperaturen på den filtrerte lut som ±>rlater den forste filtervalse ved 85°C. Ved hoyere temperatur vil ikke det barometri-ske trykkfallsugprinsipp som anvendes ved denne type vasking, funge-re. Med et fullstendig lukket system vil slik avdampning og varmetap ikke finne sted. For derfor å forhindre at temperaturen på den utgående avlut kommer over 85°C, må vaskevanns temperaturen senkes Another beneficial effect achieved by closing the pulp washer is a reduced heat consumption. Usually hot water at 55 - 60°C is fed to the last filter roller as washing water. With an open extraction system, evaporation of water from the lye will take place, which will keep the temperature of the filtered lye that ±>rlates the first filter roll at 85°C. At higher temperatures, the barometric pressure drop suction principle used in this type of washing will not work. With a completely closed system, such evaporation and heat loss will not take place. In order therefore to prevent the temperature of the outgoing effluent from rising above 85°C, the washing water temperature must be lowered

til ca- 35 - 40°C. En ytterligere fordel ved et lukket vaskesystem er eliminering av H2S utslipp til atmosfæren, slik som skjer ved et åpent system. En ytterligere fordel som oppnåes ved et lukket massevaskesystem er at massens lyshet vil oke. Gjenværende uoppldst lignin i massen vil, hvis det oxyderes i nærvær av svartlut, resultere i en reduksjon av lysheten. Eliminering av oxygen forhindrer dette fra å finne sted, og oker således massens lyshet. to approx. 35 - 40°C. A further advantage of a closed washing system is the elimination of H2S emissions to the atmosphere, as occurs with an open system. A further advantage achieved by a closed pulp washing system is that the brightness of the pulp will increase. Remaining undissolved lignin in the pulp will, if oxidized in the presence of black liquor, result in a reduction in brightness. Eliminating oxygen prevents this from taking place, and thus increases the lightness of the mass.

Avluten fra massevaskeoperasjonen 20 fores, efter at den nddvendige andel er resirkulert til kokeren .12, til for-fordamperen 38 som eksempelvis kan omfatte i det minste fire trinn av et seks-trinns "multiple -effekt" inndampningssystem. Hensikten med denne inndampning i papirfabrikkens kjemikaliegjenvinningssystem er å konsentrere innholdet av organiske og uorganiske bestanddeler, The effluent from the mass washing operation 20 is fed, after the necessary proportion has been recycled to the boiler 12, to the pre-evaporator 38 which can for example comprise at least four stages of a six-stage "multiple effect" evaporation system. The purpose of this evaporation in the paper mill's chemical recycling system is to concentrate the content of organic and inorganic constituents,

slik at avluten kan brennes i kjemikaliegjenvinnin gsovnen. Hensikten med for-inndampningstrinnet på dette stadium ifolge foreliggende oppfinnelse er å etablere optimale betingelser for de to efterfolgende trinn i polysulfidsvovelgjenvinningsprosessen, nemlig CO^ - absorpsjon og H^S -stripping. Denne for-inndampningen konsentrerer NaSH og Na^O^, hvilket fordker kinetikken av de efterfolgende pro-sesstrirm og reduserer størrelsen av det nodvendige utstyr. Ytterligere kan såper effektivt fraskilles fra avluten efter at denne er blitt for-inndampet til ^25 - 30 % torrstoffinnhold. Denne fraskil-lelse av såpe fremmer folgende prosesstrinn som folge av en mindre skuraningstendens. For-inndampningen gir også en lut med relativt hdy spesifikk vekt, nemlig 1.12-1.15, og en rimelig lav viskositet på ca. 2 centipoise. Den hoyere spesifikke vekt resulterer i en let-tere sammenfalling av eventuelt dannet skum, og viskositeten er lav nok til å oppnå en god Ikjemisk mengde omsetning i C02 absorpsjonen og H2S strippeoperasjonen. so that the effluent can be burned in the chemical recycling furnace. The purpose of the pre-evaporation step at this stage according to the present invention is to establish optimal conditions for the two subsequent steps in the polysulphide sulfur recovery process, namely CO 2 absorption and H 2 S stripping. This pre-evaporation concentrates the NaSH and Na^O^, which slows down the kinetics of the subsequent process streams and reduces the size of the equipment required. Furthermore, soaps can be effectively separated from the effluent after this has been pre-evaporated to ^25 - 30% dry matter content. This separation of soap promotes the following process steps as a result of a less scouring tendency. The pre-evaporation also gives a lye with a relatively hdy specific gravity, namely 1.12-1.15, and a reasonably low viscosity of approx. 2 centipoise. The higher specific gravity results in an easier collapse of any foam formed, and the viscosity is low enough to achieve a good Ichemic amount of turnover in the C02 absorption and the H2S stripping operation.

For-inndampningen såvel som de avsluttende inndampningssek-sjoner er vist mer detaljert i fig. 3. Hensikten med den avsluttende inndampningsseksjon i totalprosessen vil senere-bli beskrevet mer detaljert. Den tynne svartlut fra massevaskesystemet 20 fores ved en konsentrasjon på ca. 15 - 18-% torrstoff til trinn VI i motstroms, flertrinnsinndampningssystemet. Dampen fra dette trinn VI som inneholder noe H2S fores til kondenseren 40. Kondensatet C fra denne kon-denser fores til et ^ondensatbehandlingssystem som også vil bli beskrevet senere. De utldpende damper fra kondenseren 40 fores til kompressoren 42 som indikert i fig- 1. The pre-evaporation as well as the final evaporation sections are shown in more detail in fig. 3. The purpose of the final evaporation section in the overall process will be described in more detail later. The thin black liquor from the mass washing system 20 is fed at a concentration of approx. 15 - 18% dry matter to stage VI in the counter-current, multi-stage evaporation system. The steam from this stage VI, which contains some H2S, is fed to the condenser 40. The condensate C from this condenser is fed to a condensate treatment system which will also be described later. The exhausting vapors from the condenser 40 are fed to the compressor 42 as indicated in fig-1.

Trinnene III - VI i flertrinnsinndamperen anvendes ved for-inndampningsseksjonen.Avluten strdmmer fra trinn VI til trinn V til IV til III og derefter ut av inndampningssys ternet til såpeavskummeren 40 ved en konsentrasjon på 25 - 30 % torrstoff. Dampene i for-inndampningsseksjonen strommgr fra trinn III til IV til V og derefter til VI. Mindre mengder kontinuerlig -avgående damper fra dampkassene i trinnene IV, V og VI frigjdr H2S gjennom den nedre del av dampkas-.sene i fordamperne. Utlopet fra disse dampkasser fores til kondense-. ren 40 med kondensatet som fores til det ovenfor nevnte kondensatbe-handlingssystem og med de H2S inneholdende avgitte damper fores til kompressoren 42 sammen med dampene fra trinn VI. Kompressoren 42 an- Stages III - VI of the multi-stage evaporator are used in the pre-evaporation section. The effluent flows from stage VI to stage V to IV to III and then out of the evaporation system to the soap skimmer 40 at a concentration of 25 - 30% solids. The vapors in the pre-evaporation section flow from stage III to IV to V and then to VI. Smaller quantities of continuously departing steam from the steam boxes in stages IV, V and VI release H2S through the lower part of the steam boxes in the evaporators. The outlet from these steam boxes is fed to the condensing. clean 40 with the condensate which is fed to the above-mentioned condensate treatment system and with the H2S containing discharged vapors is fed to the compressor 42 together with the vapors from stage VI. The compressor 42 an-

vendes for å motta de avgitte gasser fra kondenseren 40. is turned to receive the emitted gases from the condenser 40.

Utlopet fra trinn III i for-inndampningsseksjonen fores The effluent from stage III in the pre-evaporation section is fed

til en konvensjonell såpeavskummer 44 som gir ca. kun 1 times opp-holdstid ved normal skummeoperasjon. Konsentrasjonen på 25 - 30 % av denne tilforselslut til såpeavskummeren er den mest egnede for slike avskumningsoperasjoner. Der er imidlertid funnet at den nor-male såpeskummeoperasjon kan vesentlig forbedres ved å resirkulere en mengde av luten som er rik på NaHC03 fra den efterfolgende behandling med carbondioxyd slik som vist i fig. 1. Denne resirkulering medforer to nyttige effekter. For det fors te vil NaH003 senke pH, hvilket fremmer såpeutskillelsen, og for det annet vil NaHC03 reagere med NaSH under dannelse av H2S bobler, hvilket fremmer flot - tering av såpe til overflaten. Mengden av lut behandlet med carbondioxyd som resirkuleres, justeres slik at den nodvendige såpesepara-sjon erholdes. Der er funnet at en resirkulering av 50 - 200 % av den innkommende hovedlutstrom er et egnet område, og 100 % resirkula-sjon er den foretrukne mengde. to a conventional soap frother 44 which gives approx. only 1 hour dwell time for normal foam operation. The concentration of 25 - 30% of this supply to the soap skimmer is the most suitable for such skimming operations. However, it has been found that the normal soap sudsing operation can be substantially improved by recycling a quantity of the liquor rich in NaHCO 3 from the subsequent treatment with carbon dioxide as shown in fig. 1. This recycling has two beneficial effects. Firstly, NaH003 will lower the pH, which promotes soap separation, and secondly, NaHCO3 will react with NaSH to form H2S bubbles, which promotes the flotation of soap to the surface. The amount of lye treated with carbon dioxide that is recycled is adjusted so that the necessary soap separation is obtained. It has been found that a recirculation of 50-200% of the incoming main liquor volume is a suitable range, and 100% recirculation is the preferred amount.

Et alternativt resirkulasjonsskjema er vist i fig. 4. Ved dette arrangement taes resirkulas jonen av H,,S strippet lut fra vaku-umstripperen i stedet for den carb~onatiserte lut fra carbonatiseringstårnet, Denne resirkulasjonsstrom fores gjennom en recarbonator 49 i hvilken Na2C03 omdannes til NaHC03> (X>2 tilforselen til recarbonatoren 49 An alternative recirculation scheme is shown in fig. 4. In this arrangement, the recirculation ion of H,,S stripped liquor is taken from the vacuum stripper instead of the carbonated liquor from the carbonation tower. This recirculation stream is fed through a recarbonator 49 in which Na2C03 is converted to NaHC03> (X>2 the supply to the recarbonator 49

kan være en lOO % C02 strom (på tdrrvekt), slik som fra et varmt carbonatiseringssystem, som vil bli nærmere beskrevet senere, eller det kan være en forbrenningsgasstrom slik som fra en kalkkalsineringsovn. Dette recarbonatiseringstrinn, fremskaffer den nodvendige NaHC03 i den resirkulerende strom for en effektiv såpeavskumning, som ovenfor beskrevet. may be a lOO% CO 2 stream (by tdr weight), such as from a hot carbonation system, which will be further described later, or it may be a combustion gas stream such as from a lime calcining furnace. This recarbonation step provides the necessary NaHCO 3 in the recirculating stream for effective soap skimming, as described above.

Såpeavskumningsoperasjonen anvendt ved den foreliggende oppfinnelse byr på flere fordeler. Når avlut inneholdende såpe pas-serer gjennom en pakket kolonne har såpen en tendens til å dekke pak-kematerialet. Dette såpebelegg danner en klebrig overflate til hvilken utskilt lignin lett setter seg. Dette kan meget raskt forårsake at den pakkede kolonne tettes igjen. Effektiv såpefjernelse kan i det vesentlige eliminere dette problem. Et annet problem som frem-står når såpe forefinnes i avluten er skumdannelse i forskjellige operasjoner, slike som kontakttrinnene med avgasset lut, omfattende carbcnatisering,stripping og oxydasjon. Dette skumningsproblem kan og-så reduseres ved hjelp av den forbedrede såpeavskumningsoperasjon. The soap skimming operation used in the present invention offers several advantages. When soap containing lye passes through a packed column, the soap tends to cover the packing material. This soap coating forms a sticky surface to which secreted lignin easily adheres. This can very quickly cause the packed column to become clogged. Effective soap removal can essentially eliminate this problem. Another problem that arises when soap is present in the degassed liquor is foam formation in various operations, such as the contact steps with degassed liquor, extensive carbonation, stripping and oxidation. This foaming problem can also be reduced by means of the improved soap skimming operation.

En tredje fordel ved den forbedrede såpeavskumning er at utbyttet av såpe, og folgelig talloljeutbyttet, forbedres vesentlig. A third advantage of the improved soap skimming is that the yield of soap, and consequently the tallow oil yield, is significantly improved.

Efter såpeavskumningen fores hovedlutstrommen til carbonatiseringstårnet 50 hvori CC>2 reagerer med NajCO^ under dannelse av Na-HCOo i henhold til f olgende reaksjon: After the soap skimming, the main liquor chamber is fed to the carbonation tower 50 in which CC>2 reacts with NajCO^ to form Na-HCOo according to the following reaction:

^S strippetrinnet som vil bli forklart senere, innbefatter en ^S the stripping step which will be explained later, includes a

' reaksjon med det dannede NaHCO^ med NaSH under dannelse av EUS i henhold til folgende reaksjon: ' reaction with the formed NaHCO^ with NaSH to form EUS according to the following reaction:

De folgende sidereaksjoner finner sted samtidig i vakuumstrippetårnet: The following side reactions take place simultaneously in the vacuum stripping tower:

Dette betyr at der må være tilstrekkelig 1^200^ i tilfdr-selstrdmmen til carbonatiseringstårnet for derefter å gi en tilstrekkelig mengde NaHCO^ for de to efterfolgende reaksjoner. Siden avluten som fores til carbonatiseringstårnet ikke nødvendigvis be-hdver å inneholde nok 1^200^ for dette formål, •! I ir en del av av- This means that there must be sufficient 1^200^ in the feed stream to the carbonation tower to then provide a sufficient amount of NaHCO^ for the two subsequent reactions. Since the effluent fed to the carbonation tower does not necessarily need to contain enough 1^200^ for this purpose, •! In ir part of-

luten fra det efterfolgende ^S strippetrinn som eT rik på J^^CO^, resirkulert og innfores i carbonatiseringstårnet 50 sammen med hovedlutstrommen. Denne mengde resirkulerende lut velges slik at molforholdet WaHCO^.:NajCO^ ved slutten av carbonatiseringstrinnet vil være minst 7,5 og at molforholdet NaHCOyNaSH vil være 1,2-2,5. Resirkuleringsmengden er avhengig av mengden av Na2C02 i den lut the liquor from the subsequent ^S stripping step, which is rich in J^^CO^, is recycled and introduced into the carbonation tower 50 together with the main liquor drum. This amount of recirculating lye is chosen so that the molar ratio WaHCO^.:NajCO^ at the end of the carbonation step will be at least 7.5 and that the molar ratio NaHCOyNaSH will be 1.2-2.5. The recycling amount is dependent on the amount of Na2C02 in the lye

som kommer fra for-inndampningsseksjonen. Når disse forhold hersker, vil det være tilstrekkelig NaHCO^ tilgjengelig til å til- which comes from the pre-evaporation section. When these conditions prevail, there will be sufficient NaHCO^ available to

late den efterfolgende stripping av H2S og C02 i henhold til reak-sjonene (2) og (3) som vist ovenfor. allow the subsequent stripping of H2S and CO2 according to reactions (2) and (3) as shown above.

CC^-gasstrbmmen som fores til -carbonatiseringstårnet 50,er fortrinnsvis 100% C02 (tdrrvekt) ved det trykk og den temperatur som tårnet opereres ved. Denne rene C^-gasstrdm erholdes fra et varmt carbonatiseringssystem som vil bli beskrevet senere, og fores i motstrom med den nedstrommende lut. Det er dnskelig at kun tilstrekkelig C02 fores gjennom carbonatiseringstårnet 50 for å produsere den onskede mengde WaHCO^.Det faktum at -COg strdmmen er konsentrert og således li- The CC₂ gas stream that is fed to the carbonation tower 50 is preferably 100% C02 (dry weight) at the pressure and temperature at which the tower is operated. This pure C 2 gas stream is obtained from a hot carbonation system which will be described later, and fed in countercurrent with the downflowing lye. It is desirable that only sufficient CO 2 be fed through the carbonation tower 50 to produce the desired amount of WaHCO 2 . The fact that the -CO 2 stream is concentrated and thus li-

ten, regnet i gassmengde, betyr dette at mengden av H^S som frigjo- calculated in terms of gas volume, this means that the amount of H^S released

res i carboneringstårnet vil være liten på grunn av dets partial-trykk/ damptrykkforhold. Partialtrykket av CO^ i den gass som pas-serer gjennom carbondioxydabsorpsjonstårnet vil hele tiden være stdrre enn CO,, damptrykket, hvilket betyr at der hele tiden vil være en drivende kraft som forårsaker en massetransport av CO^ fra gassen til væsken. Med en mindre anriket C02 gasstrom, slik som forbren-ningsgassen fra en kalkkalsineringsovn-, vil medfore at H2S strippe-hastigheten i carbonatiseringstårnet vil være meget hoyere. Den utsrom-mende gass vil være mager med hensyn til H2S; men formålet med foreliggende oppfinnelse er å danne en blanding av gasser fra carboneringstårnet, H2S-strippetårnet og andre kilder som er så rike på H2S res in the carbonation tower will be small due to its partial pressure/vapor pressure ratio. The partial pressure of CO^ in the gas passing through the carbon dioxide absorption tower will always be greater than the CO^ vapor pressure, which means that there will always be a driving force which causes a mass transport of CO^ from the gas to the liquid. With a less enriched C02 gas stream, such as the combustion gas from a lime calcining furnace, will mean that the H2S stripping rate in the carbonation tower will be much higher. The escaping gas will be lean with respect to H2S; but the object of the present invention is to form a mixture of gases from the carbonation tower, the H2S stripping tower and other sources so rich in H2S

at der tillates en effektiv operasjon i Claus reaktoren 84. that efficient operation is permitted in the Claus reactor 84.

Mengden av C02 som fores til carbonatiseringstårnet bor være som folger: The amount of C02 fed to the carbonation tower should be as follows:

uttrykt som molforhold. expressed as mole ratio.

Selv om carbonatiseringstårnet 50 kan opereres eksempelvis ved Although the carbonation tower 50 can be operated, for example, by

et trykk fra atmosfæretrykk til 7 kg/cm 2 og ved temperat- urer i områo-det 25 - 100°C, er det mer praktiske område fra atmosfæretrykk til ca. 2 kg/cm og i temperaturområdet 50 - 80°C. Når temperaturen oker, synker partialtrykket for C02, og samtidig stiger damptrykket ror C02, slik at trykkdifferansen fra gass til væske vil nærme sig 0. Temperaturen bor heller ikke være for lav, da luten derved blir for viskos og reaksjonshastigheten for langsom. Den utgående damps trom fra carbonatiseringstårnet 50 inneholder overskudd av CO^ og noe H2 S,og kombineres fra avlopet fra kondenseren 54, utlopet fra kompressoren 42 og utlopet fra beholderen, som en del av tilforsels trommen til Claus reaktoren 84. a pressure from atmospheric pressure to 7 kg/cm 2 and at temperatures in the range 25 - 100°C, the more practical range is from atmospheric pressure to approx. 2 kg/cm and in the temperature range 50 - 80°C. When the temperature rises, the partial pressure for C02 falls, and at the same time the vapor pressure rises for C02, so that the pressure difference from gas to liquid will approach 0. The temperature should not be too low either, as the lye will thereby become too viscous and the reaction rate too slow. The outgoing steam drum from the carbonation tower 50 contains excess CO 2 and some H 2 S, and is combined from the effluent from the condenser 54, the effluent from the compressor 42 and the effluent from the container, as part of the feed drum to the Claus reactor 84.

En del av den carbonatiserte lutstrdm som fores ut av carbonatiseringstårnet 50 resirkuleres til såpeavskummeren 44 som tidligere beskrevet. Den gjenværende carbonatiserte.lutstrom fores til vakuumstrippetårnet 51 sammen med en delstrom fra det varme carboneringssys tem som vil bli forklart senere. Denne delstrom inneholder natriumcarbonat og natriumbicarbonat (ca. 12 - 15 %) og små mengder Na2S03 (5 - 6 %). Denne delstrom,kari også innfores for carbonatiseringstårnet 50.Part of the carbonated lye stream that is fed out of the carbonation tower 50 is recycled to the soap skimmer 44 as previously described. The remaining carbonated liquor stream is fed to the vacuum stripping tower 51 together with a partial stream from the hot carbonation system which will be explained later. This substream contains sodium carbonate and sodium bicarbonate (approx. 12 - 15%) and small amounts of Na2S03 (5 - 6%). This partial flow, kari is also introduced for the carbonation tower 50.

Strippetårnet 51 er en pakket kolonne i hvilken den bi-carbenatiserte lut underkastes en vakuumdampstripping hvorved H^S og noe C02 frigjdres. Hvilket som helst annet konvensjonelt utstyr kan anvendes for gasstrippingen i stedet for en pakket kolonne. Dampen for utforelse av denne strippeoperaspn erholdes eksempelvis fra trinn I i flertrinnsinndampningssystemet-, som indi^ kert i fig. 3, eller fra trinnene II eller III. Den primære reaksjon som skjer er folgende: The stripping tower 51 is a packed column in which the bi-carbenatized lye is subjected to vacuum steam stripping whereby H^S and some C02 are released. Any other conventional equipment can be used for the gas stripping instead of a packed column. The steam for carrying out this stripping operation is obtained, for example, from stage I in the multi-stage evaporation system, as indicated in fig. 3, or from steps II or III. The primary reaction that occurs is the following:

Denne reaksjon ville kreve 1 mol NaHCO^ for hvert mol NaSH, men der skjer også en konkurrerende sidereaksjon: Denne si-dereaks jon krever at en ytterligere mengde NaHCO^ er tilstede, samt ytterligere en gjenværende mengde NaHCO^ må være tilstede som en kjemisk drivende kraft i henhold til folgende likevekt slig-ning : This reaction would require 1 mol of NaHCO^ for each mol of NaSH, but there is also a competing side reaction: This side reaction requires an additional amount of NaHCO^ to be present, and an additional remaining amount of NaHCO^ must be present as a chemical driving force force according to the following equilibrium equation:

Ved konstant K og (SH~) vil et hoyere forhold mellom t>icarbonat til carbonat gi et hoyere damptrykk av H^S over luten som skal strippes. Luttemperaturen i strippetårnet vil være ved eller under kokepunktet for luten ved det i tårnet herskende trykk. Vakuums trippetårnet kan opereres eksempelvis ved trykk fra ca. 12 cm Hg absolutt opp til atmosfæretrykk. Et mer praktisk område er 20 - 43 cm Hg absolutt, At constant K and (SH~), a higher ratio of t>icarbonate to carbonate will give a higher vapor pressure of H^S above the lye to be stripped. The lye temperature in the stripping tower will be at or below the boiling point of the lye at the prevailing pressure in the tower. The vacuum trip tower can be operated, for example, at pressures from approx. 12 cm Hg absolutely up to atmospheric pressure. A more practical range is 20 - 43 cm Hg absolute,

mens det foretrukne trykk er ca. 25 cm Hg absolutt. Toppdampstrommen fra strippetårnet kondenseres i toppkondenseren 52, komprimeres av while the preferred pressure is approx. 25 cm Hg absolute. The top steam drum from the stripping tower is condensed in the top condenser 52, compressed off

pumpen 53 til atmosfæretrykk, fores til kondenseren 54 og derefter til svovelgjenvinningssys ternet sammen med andre avgitte damp-strommer. the pump 53 to atmospheric pressure, is fed to the condenser 54 and then to the sulfur recovery system together with other emitted steam streams.

"Make up" kjemikaliet i en sulfatfabrikk er vanligvis Na2S04 i hvilket forholdet mellom natrium til svoveltap (Na2:S) er lik 1. Ved polysulfidkoking og gjenvinningssystem er sulfidsvovlet som forefinnes i alle lutstroramer vesentlig hoyere enn det som er tilfelle ved sulfatkoking. Vox å forhindre utslipp av svovelforbin- The "make up" chemical in a sulfate factory is usually Na2S04 in which the ratio of sodium to sulfur loss (Na2:S) is equal to 1. In polysulphide boiling and recovery systems, the sulphide sulfur found in all lutstrorams is significantly higher than is the case in sulphate boiling. Vox to prevent the emission of sulfur compounds

deise oppsamles nesten hver damp og kondensatstrom, og elementært svovel gjenvinnes for ombruk i prosessen, hvilket medforer et kjemi-kalietapforhold (Na,,:S) på ca. 1,4. For å oppnå forurensnings- og kjemikalieprosesskontroll som senere beskrevet, anvendes natriumhyd-, roxyd som "make up" for natriumtap og tilsettes hovedlutstrommen efter H2S strippetrinnet. "Make up" svovel tilsettes til den elementære svovelstrom efter Claus reaktoren 84, som senere forklart. Derfor holdes sulfiditeten av smeiten fra gjenvinningskokeren på et lavt nivå, hvilket reduserer lukt- og smelte-eksplosjonsproblemet for denne spesielle'enhet. Luten som kommer fra strippetårnet 51 har en pH på 10,0 - 10,5, og eh ytterligere tilsetning av NaOH vil oke pH.. of these, almost every steam and condensate stream is collected, and elemental sulfur is recovered for reuse in the process, which results in a chemical-potassium loss ratio (Na,,:S) of approx. 1.4. To achieve pollution and chemical process control as described later, sodium hydroxide is used as "make up" for sodium loss and is added to the main liquor volume after the H2S stripping step. "Make up" sulfur is added to the elementary sulfur stream after the Claus reactor 84, as explained later. Therefore, the sulphidity of the smelt from the reboiler is kept at a low level, reducing the odor and melt explosion problem for this particular unit. The lye that comes from the stripping tower 51 has a pH of 10.0 - 10.5, and eh further addition of NaOH will increase the pH..

Imidlertid behover den mengde NaOH som tilsettes for å erstatte natriumtap ikke nodvendigvis være tilstrekkelig til å heve pH til et område i hvilket utfeldt lignin vil opploses og holdes i opplosning i det efterfolgende inndampningstrinn. Hvis ikke dette finner sted, vil utfeldt lignin ddelegge overflatene i inndamperne. For derfor å heve pH til det onskede område på 12 - 13 resirkuleres en viss mengde hvitlut, som vist i fig. 1. Denne okning av pH vil også forhindre frigjorelse av H^S i det efterfolgende direkte kontaktinndampnings-trinn. However, the amount of NaOH added to replace sodium loss need not necessarily be sufficient to raise the pH to a range in which precipitated lignin will dissolve and be kept in solution in the subsequent evaporation step. If this does not take place, precipitated lignin will cover the surfaces in the evaporators. To therefore raise the pH to the desired range of 12 - 13, a certain amount of white liquor is recycled, as shown in fig. 1. This increase in pH will also prevent the release of H^S in the subsequent direct contact evaporation step.

Mengden av resirkulert hvitlut og den eksakte pH verdi vil i forste rekke være avhengig av den type direkte kontaktinndamper som anvendes. Hvis fordampningsgasstrommen er varme avgasser, som inneholder C02, hvilket senker lutens pH, vil det være nodvendig å til-sette mer hvitlut for å gi en hoyere initial pH. Hvis- varm luft anvendes, i den direkte kontaktinndamper, i hvilket tilfelle pH ikke vil bli senket, kan mindre hvitlut resirkuleres og eventuelt sloyfes." The quantity of recycled white liquor and the exact pH value will primarily depend on the type of direct contact evaporator used. If the evaporation gas drum is hot exhaust gas, which contains C02, which lowers the pH of the liquor, it will be necessary to add more white liquor to give a higher initial pH. If hot air is used, in the direct contact evaporator, in which case the pH will not be lowered, less white liquor can be recycled and possibly sloyed."

Den ovenfor beskrevne resirkulering av hvitlut vil innfore noe Na2S i svartlutstrdmmen i tillegg til eventuelt gjenværende Na2S. Denne mengde Na2S kan delvis omdannes til H,,S i en forbrenningsgass-direkte-kontaktinndamper, og H^ S vil således frigjores til atmosfæren som en forurensning. Derfor underkastes svartluten, efter tilsetning av hvitlut, et forsiktig oxydasjonstrinn, i hvilket Na2S oxyderes til det stabile Na„S„00. Dette trinn utfores med luft eller oxygen i ox-2. £ oThe above-described recycling of white liquor will introduce some Na2S into the black liquor stream in addition to any remaining Na2S. This amount of Na2S can be partially converted to H2S in a combustion gas direct contact evaporator, and H2S will thus be released to the atmosphere as a pollutant. Therefore, after the addition of white liquor, the black liquor is subjected to a careful oxidation step, in which Na2S is oxidized to the stable Na„S„00. This step is carried out with air or oxygen in ox-2. £ o

ydasjons tårnet 56 som kan være et pakket tårn, eller en hvilken som helst annen form for en væske-gasskontaktanordning. Svartlutoxyder-ingsanordninger har vært tidligere anvendt. Disse har ikke fungert med såpeinneholdende lut på grunn av skumning. Imidlertid ved foreliggende oppfinnelse er såpene fjernet, og skumndng er ikke lenger ydation tower 56 which may be a packed tower, or any other form of liquid-gas contacting device. Black liquor oxidation devices have been used in the past. These have not worked with soapy lye due to foaming. However, in the present invention, the soaps are removed, and foaming is no longer present

noe alvorlig problem. Luften som kommer fra oxyderingstårnet 56 kan inneholde noen svovelforbindelser, og forbrennes derfor i gjenvinningskokeren som vist i fig. 1. some serious problem. The air coming from the oxidation tower 56 may contain some sulfur compounds, and is therefore burned in the recovery boiler as shown in fig. 1.

Den H^S strippede lut fores, efter blanding med "make up" NaOH og eventuell nddvendig resirkulerende hvitlut og efter oxyda-sjons tårnet 56, inn i trinn II i flertrinnsinndampningssystemet som vist i fig. 3. De avsluttende inndampere 57 hever konsentrasjonen av luten til 50 - 55 % torrstoff. Dampene fra trinn II av den avsluttende inndampningsseksjon anvendes for å oppvarme trinn III i for-inndampningsenheten,mens dampene fra trinn I av den avsluttende inndampningsseksjon anvendes begge for å oppvarme trinn II og fores til vakuumstrippetårnet 51 som tidligere nevnt. The H^S stripped lye is fed, after mixing with "make up" NaOH and any necessary recirculating white lye and after the oxidation tower 56, into stage II of the multi-stage evaporation system as shown in fig. 3. The final evaporators 57 raise the concentration of the lye to 50 - 55% dry matter. The vapors from stage II of the final evaporation section are used to heat stage III in the pre-evaporation unit, while the vapors from stage I of the final evaporation section are both used to heat stage II and are fed to the vacuum stripping tower 51 as previously mentioned.

Den utgående lut fra trinn I i det avsluttende inndampningssystem fores direkte til kontaktinndamperen slik som en konvensjonell kaskadeinndamper i hvilken vann fordampes fra luten ved direkte kontakt med forbrenningsgasser som kommer fra gjenvinningskokeren. En annen type direkte kontaktinndamper som kan anvendes, er en luftkaskadeinndamper hvor der i stedet for forbrenningsgasser anvendes luft som er oppvarmet i en varmeveksler med forbrenningsgasser. I dette tilfelle vil luten ikke komme i kontakt med den C02 som fin-nes i forbrenningsgassene, og fdlgelig vil lutens pH ikke senkes. Som tidligere beskrevet er det derfor mulig å redusere eller eliminere resirkuleringen av hvitluten. Ved anvendelse av en luftkaskadeinndamper kan også oxydasjonstårnet 56 elimineres. The outgoing liquor from stage I of the final evaporation system is fed directly to the contact evaporator such as a conventional cascade evaporator in which water is evaporated from the liquor by direct contact with combustion gases coming from the recovery boiler. Another type of direct contact evaporator that can be used is an air cascade evaporator where, instead of combustion gases, air is used that has been heated in a heat exchanger with combustion gases. In this case, the lye will not come into contact with the C02 found in the combustion gases, and consequently the pH of the lye will not be lowered. As previously described, it is therefore possible to reduce or eliminate the recycling of the white liquor. By using an air cascade evaporator, the oxidation tower 56 can also be eliminated.

I denne inndamper konsentreres luten fra et torrstoffinnhold på 50 - 55 % til ca. 70 % torrstoff, hvilket gir en lut som er egnet for brenning. Som folge av det lave innhold av NaSH og Na2S In this evaporator, the lye is concentrated from a dry matter content of 50 - 55% to approx. 70% solids, which gives a lye suitable for burning. As a result of the low content of NaSH and Na2S

i luten på dette stadium, og den hoye pH,vil avgivelse av H^S som folge av reaksjon med C02 i direkt-kontaktinndamperen være praktisk talt ubetydelig. Under visse betingelser kan H2S utstromningen fra gjenvinningsovnen delvis absorberes i denne inndamper, hvilket vil bidra til en redusert luftforurensning med R^S. in the liquor at this stage, and the high pH, release of H^S as a result of reaction with C02 in the direct contact evaporator will be practically negligible. Under certain conditions, the H2S outflow from the recycling furnace can be partially absorbed in this evaporator, which will contribute to reduced air pollution with R^S.

Luten fra den direkte kontaktinndamper fores derefter til en konvensjonell kjemikaliegjenvinningsovn 60, utstyrt med dampkoker, i hvilken ovn der utfores en smelte i det vesentlige bestående av Na2S og Na2CX>3 og en forbrénningsgass som genererer damp i kokesek-sjonen av ovnen. Sulfiditeten av smeiten er ca. 25 %, hvilket er normalt sammenlignet med konvensjonelle sulfatenheter. Et hoyt forhold svovel-til-natrium i den lut som fores til kjemikaliegjenvinning-sovnen forårsaker korrosjonsproblemer, og forårsaker en vesentlig forhoyet chanse for farlige smelte-vann-eksplosjoner. En sulfiditet på ca. 25 % er vesentlig under faregrensen. Forbrenningsgassene fra kjemikaliegjenvinningsovnen anvendes enten direkte eller indirekte for å utfore fordampningen i den direkte kontaktinndamper, som ovenfor antydet og vist i fig. 1. The liquor from the direct contact evaporator is then fed to a conventional chemical recovery furnace 60, equipped with a steam boiler, in which furnace a melt consisting essentially of Na2S and Na2CX>3 and a combustion gas which generates steam in the boiling section of the furnace is fed. The sulphidity of the smelt is approx. 25%, which is normal compared to conventional sulfate units. A high sulfur-to-sodium ratio in the liquor fed to the chemical recovery furnace causes corrosion problems, and causes a significantly increased chance of dangerous melt-water explosions. A sulphidity of approx. 25% is significantly below the danger limit. The combustion gases from the chemical recovery furnace are used either directly or indirectly to carry out the evaporation in the direct contact evaporator, as indicated above and shown in fig. 1.

Smeiten fra gjenvinningsovnen behandles i det vesentlige The smelting from the recovery furnace is essentially processed

på samme måte som ved en konvensjonell sulfatprosess. Smeiten oppldses i en vandig opplosning i tanken 62, og gir hva som vanligvis kalles gronnlut. Gronnluten fra smelteoppldsningstanken sammen med kalsiumoxyd fra kalkoven omsettes derefter i kaustiseringsanordningen 64 for dannelse av vanlig hvitlut som avklares ved 66. Hvitluten fra avklareren trekkes av til hvitlutlagertanken 67,og en del resirkuleres til den H2S strippede svartlutstrom i den grad det er nbd-vendig sx>m ovenfor beskrevet. Det faste bunnfall fra avklareren 66 inneholder for det meste. CaCO^j -fores til vaskeanordningen 68, i hvilken CaCO^ vaskes. Vaskevannet anvendes derefter til å opplose smeiten i tank 62. CaCO^ fra vaskeren.fores derefter til kalkkalsi-natoren 70 i hvilken CaCO^ omdannes til CaO og CO^. CaO fra kalkkalsinatoren 70 resirkuleres til kaustiseringsanordningen 64. in the same way as in a conventional sulphate process. The smelt is dissolved in an aqueous solution in the tank 62, and produces what is usually called green liquor. The basic liquor from the smelting tank together with calcium oxide from the lime kiln is then reacted in the causticizing device 64 to form ordinary white liquor which is clarified at 66. The white liquor from the clarifier is drawn off to the white liquor storage tank 67, and a part is recycled to the H2S stripped black liquor stream to the extent that it is nbd-reversible sx >m above described. The solid precipitate from the clarifier 66 mostly contains CaCO^j is fed to the washing device 68, in which CaCO^ is washed. The wash water is then used to dissolve the melt in tank 62. CaCO^ from the washer is then fed to the lime calciner 70 in which CaCO^ is converted to CaO and CO^. CaO from the lime calciner 70 is recycled to the causticizing device 64.

Gassene fra kalkkalsinatoren 70 inneholder vesentlig CO^ og og fores til -den våte vaskeanordning 72 for fjernelse av faste partikler og den vesentlige del av eventuelt SO^ tilstede i gassen, og fores derefter ved hjelp av viften 74 til det varme carboneringssystem. Det varme carboneringssystem omfatter et C02 absorpsjonstårn 76 og et C02 desorpsjonstårn 78. Den absorberende væske i det varme carboneringssystem er en blanding av NaHCO^ og Na2C03. Gassene som fores ut av -absorpsjons tårnet 76 til atmosfæren inneholder intet H2S eller SO^, og således elimineres dette forurensningsproblem. Luten fra absorpsjonstårnet 76 fores via varmeanordningen 80til (X>2 desorpsjonstårnet 78 i hvilket C02 strippes av fra bicarbonat / carbonat-blandingen ved en temperatur i området 104 - 110°C. Dette desorpsjonstårn har en kjele i bunnen av tårnet for å fremskaffe den nodvendige varme for strippeoperasjonen. Luten fra desorpsjonstårnet, som derefter avkjoles, resirkuleres til absorpsjonstårnet 76. Dampen fra desorpsjonstårn 78 inneholder lOO % C02 (på torr basis) og fores derefter til carboneringstårnet 50. Da der vil være tendens til opp-bygning av Na2S03 og andre stoffer i det varme carboneringssystem, avtappes en del av den resirkulerende lut i dette system og fores til carbontiiseringstårnet 50 eller til strippetårnet 51 som tidligere omtalt. Ren NaOH anvendes som "make up" for den resirkulerende lut i- det varme carbonatiseringssystem som erstatning for det .som går tapt ved den avtappede strom. The gases from the lime calciner 70 contain substantially CO^ and are fed to the wet washing device 72 for the removal of solid particles and the substantial part of any SO^ present in the gas, and are then fed by means of the fan 74 to the hot carbonation system. The hot carbonation system comprises a CO 2 absorption tower 76 and a CO 2 desorption tower 78. The absorbent liquid in the hot carbonation system is a mixture of NaHCO 3 and Na 2 CO 3 . The gases fed out of the absorption tower 76 to the atmosphere contain no H 2 S or SO 4 , and thus this pollution problem is eliminated. The liquor from the absorption tower 76 is fed via the heating device 80 to the (X>2 desorption tower 78 in which C02 is stripped from the bicarbonate / carbonate mixture at a temperature in the range 104 - 110°C. This desorption tower has a boiler at the bottom of the tower to provide the necessary heat for the stripping operation. The liquor from the desorption tower, which is then cooled, is recycled to the absorption tower 76. The vapor from the desorption tower 78 contains lOO% C02 (on a dry basis) and is then fed to the carbonation tower 50. Then there will be a tendency to build up Na2S03 and other substances in the hot carbonation system, part of the recirculating lye in this system is drained off and fed to the carbonization tower 50 or to the stripping tower 51 as previously mentioned. Pure NaOH is used as "make up" for the recirculating lye in the hot carbonation system as a replacement for the .which is lost by the tapped current.

Dampene fra vakuumstrippetårnét 51, carboneringstårnet 50, for-inndamperne 38 og dampakkumulatoren 18 blandes som vist i fig. 1. Blandingen inneholder ca. 50 volum% H2S og 50 volu'm% C02, og komprimeres ytterligere ved 82. Gassen fra kompressoren 82 fores til reaktoren 84, i hvilken hydrogensulfid omdannes til elementert svovel. Denne omsetning kan utfores ved hvilken som helst av de mange til-gjengelige prosesser. En slik prosess er den velkjente Claus reaksjon som er en katalytisk gassfasereaksjon som finner sted ved relativt hoy temperatur. Gassen fra kompressoren 82 ved et trykk på 0,6 kg/cm 2 forbindes med luft ved et trykk på o ca. 0,6 kg/cm 2 i det eksakte stokiometriske forhold, og omsettes i Claus reaktoren på folgende måte: The vapors from the vacuum stripping tower 51, the carbonation tower 50, the pre-evaporators 38 and the vapor accumulator 18 are mixed as shown in fig. 1. The mixture contains approx. 50% by volume H2S and 50% by volume C02, and is further compressed at 82. The gas from the compressor 82 is fed to the reactor 84, in which hydrogen sulphide is converted to elemental sulphur. This turnover can be carried out by any of the many available processes. One such process is the well-known Claus reaction, which is a catalytic gas-phase reaction that takes place at a relatively high temperature. The gas from the compressor 82 at a pressure of 0.6 kg/cm 2 is combined with air at a pressure of o approx. 0.6 kg/cm 2 in the exact stoichiometric ratio, and is reacted in the Claus reactor in the following way:

Avgassene fra Claus reaktoren inneholder vesentlig CO,, og N2, men The exhaust gases from the Claus reactor contain substantial CO,, and N2, but

kan også inneholde noe uomsatt H^ S og SO^- Disse gasser fores derfor som en del av lufttilførselen til den kjemiske gjenvinningsovn for fullstendig forbrenning av H^S og SO^• Ved temperaturer som eksiste-rer i luftinnforingssonen vil fordampet Na,,0 forbinde sig med S02 og danne NagSO^- Dette vil ytterligere oxyderes til Na2S0^ ved overskudd av luftens oxygen. Denne Na2S0^_ fjernes fra forbrenningsgassene i et konvensjonelt elektrostatisk filter. Det elementære svovel fra Claus reaktoren fores ut til svovellagret 85. Den eksoterme varme fra Claus reaktoren kan anvendes for fremstilling av damp. may also contain some unreacted H^S and SO^- These gases are therefore fed as part of the air supply to the chemical recovery furnace for complete combustion of H^S and SO^• At temperatures that exist in the air introduction zone, vaporized Na,,0 combine with S02 and form NagSO^- This will be further oxidized to Na2S0^ by an excess of oxygen in the air. This Na2S0^_ is removed from the combustion gases in a conventional electrostatic filter. The elemental sulfur from the Claus reactor is fed out to the sulfur storage 85. The exothermic heat from the Claus reactor can be used to produce steam.

Den smeltede svovel fra svovellagret 85 sammen med smeltet "make up" svovel underkastes kjoling, pelletering, og knuses i svov-elopprederseksjonen 87. Utmålt svovel fores sammen med hvitluten til polysulfidreaktorsystemet 88 i hvilket blandingen resirkuleres mellom en blander og en felleanordning, hvorved svovlet reagerer med natrium-sulfidet i hvitluten under dannelse av polysulfid efter folgende reaksjon: The molten sulfur from the sulfur storage 85 together with molten "make up" sulfur is subjected to dressing, pelletizing, and crushed in the sulfur generator section 87. Measured sulfur is fed together with the white liquor to the polysulfide reactor system 88 in which the mixture is recycled between a mixer and a trap device, whereby the sulfur reacts with the sodium sulphide in the white liquor to form polysulphide after the following reaction:

hvor "n" vanligvis er 1-4, fortrinnsvis 1,0 - 2,5. Mengdén av det dannede polysulfid ved denne konvensjonelle reaksjon vil være avhengig av forholdet _mellom svovel og hvitlut og operasjonsbetingelsene i kokeren 12. Polysulfidluten fores derefter til tanken 35 for lag--ring under et oxygenfritt "teppe", og anvendes ved kokeprosessen. Svovelforbindelser genereres ved polysulfidmassefrerastilling i en mengde 5-6 ganger det som er vanlig ved en sulfatfabrikk. Dette nodvendigg jor tiltale for å forhindre luf tr og vannforurensning. Dette oppnåes ved fremgangsmåten ifolge foreliggende oppfinnelse ved opp-samling av alle slike strommer og gjenvinning derfra av svovelforbindelsene. F.eks. gassen fra kokeren 12, blåsetanken 14, for-inn-damperne 38 og carbonatiseringstårnet 5° vil efter fjernelse av konden-serbare stoffer overfores til Claus-reaktoren 84 for omdannelse av svovelforbindelsene til elementært svovel. Kondensatene "C" fra kondenserne 16, 40, 48, 52 og 54 fores til et kondensatgjenvinnings-system hvilket innbefatter H^S strippetårnet 90. De kombinerte kon-densat. oppvarmes og strippes ved 100°C med vanndamp, hvilket gir et svovelfrittbunnavlbp som kan anvendes pånytt, samt en toppgass. Denne toppgass kondenseres, og kondensatet dekanteres hvorved erholdes rå-terpentin og vann, begge inneholdende svovelforbindelser. Terpentin-fraksjonen kan selges slik den er, eller brennes i gjenvinningskjélen 60, mens vannet sirkuleres til strippetårnet. Avgassene som forla-ter kondenseren,fores med avdampene fra kokeren til dampakkumulatoren 18 for svovelomsetning i Claus-reaktoren 84. where "n" is usually 1-4, preferably 1.0-2.5. The amount of polysulfide formed by this conventional reaction will depend on the ratio between sulfur and white liquor and the operating conditions in the digester 12. The polysulfide liquor is then fed to the tank 35 for storage under an oxygen-free "blanket", and used in the cooking process. Sulfur compounds are generated by polysulphide mass production in an amount 5-6 times what is usual at a sulphate factory. This is necessary to prevent air and water pollution. This is achieved by the method according to the present invention by collecting all such streams and recovering the sulfur compounds therefrom. E.g. the gas from the boiler 12, the blowing tank 14, the pre-intake evaporators 38 and the carbonation tower 5° will, after removal of condensable substances, be transferred to the Claus reactor 84 for the conversion of the sulfur compounds into elemental sulphur. The condensates "C" from condensers 16, 40, 48, 52 and 54 are fed to a condensate recovery system which includes H2S stripping tower 90. The combined condensates. is heated and stripped at 100°C with steam, which gives a sulphur-free bottom gas that can be reused, as well as a top gas. This top gas is condensed, and the condensate is decanted, whereby crude turpentine and water are obtained, both containing sulfur compounds. The turpentine fraction can be sold as is, or burned in the recovery boiler 60, while the water is circulated to the stripping tower. The exhaust gases leaving the condenser are fed with the exhaust steam from the boiler to the steam accumulator 18 for sulfur conversion in the Claus reactor 84.

Som det kan sees av den ovenfor gitte beskrivelse har man overkommet de problemer som medfolger kjemikaliegjenvinning av poly-sulfidavlut, slike som hoy suifiditet i kjemikaliegjenvinningsovnen, svoveltap og luft- og vannforurensning. As can be seen from the description given above, the problems associated with chemical recycling of polysulphide waste water, such as high sufidity in the chemical recycling furnace, sulfur loss and air and water pollution, have been overcome.

Claims

1. Procedure for the recovery of Na2S- and Na^O^-containing liquor from a polysulphide boiling process, where the liquor is removed and washed from the mass under essentially oxygen-free conditions and optionally pre-evaporated, preferably to a dry matter content of 25-3%, and carbonated to convert sodium carbonate to sodium bicarbonate which reacts with Na2S to form hydrogen sulphide which is vacuum stripped and converted to elemental sulphur, and where the carbonated waste liquor is evaporated and incinerated and the resulting melt is heated to give a green liquor which is causticized to give white liquor which is reacted with the elemental sulfur obtained to give a polysulphide boiling liquid, characterized by the following steps: a) the pH value of the effluent separated during the washing and possibly pre-evaporated is lowered by adding to the effluent the first part of the sodium bicarbonate-containing, carbonated effluent stream, b) a sodium carbonate-containing hydrogen sulphide-stripped effluent is supplied until the liquor before it is carbonated, c) sodium hydroxide and possibly white liquor is added to the hydrogen sulphide-stripped waste liquor to regulate the pH to 12-13 and to replace sodium loss, possibly followed by oxidation of Na2S in the waste liquor to increase the pH of the waste liquor, after which d) the waste liquor is evaporated and burned in and known manner.

2. Method according to claim 1, characterized in that the recirculated stream supplied in step a) is a stream of hydrogen sulphide stripped liquor which is subjected to a recarbonation treatment to convert at least part of the sodium carbonate content in the recirculated stream into sodium bicarbonate.