NO864070L

NO864070L - PROCEDURE AND APPARATUS FOR ALKALIC DELIGNIFICATION OF LIGNOCELLULOSE-CONTAINING FIBER MATERIALS.

Info

Publication number: NO864070L
Application number: NO864070A
Authority: NO
Inventors: Edward Francis Elton
Original assignee: Edward Francis Elton
Priority date: 1985-02-14
Filing date: 1986-10-13
Publication date: 1986-10-13
Also published as: NO864070D0

Description

Bakgrunn for oppfinnelsenBackground for the invention

Ved fremstilling av papirmasser fra lignocellulosematerialer er det ofte ønskelig å bleke massene for å oppnå et hvitet produkt. Mange metoder for bleking av masse utøves og er beskrevet i en rekke publikasjoner (1,2). Enkelte av disse tidligere kjente blekeprosesser krever flere behandlingstrinn for å fjerne lignin og andre "fargelegemer" fra massen. Det er karakteristisk for de fleste blekeprosesser at dyre kjemikalier og prosessutstyr kreves for å oppnå relativt små forandringer i produktmassens renhet og lyshet. For f.eks. å oppnå tremasse med 90 lyshet fra bløttre-kraftmasse er det ofte nødvendig å bruke fem bleketrinn under slike betingelser som i tabell I. Blekesekvensen og betingelsene som er beskrevet i tabell I, representerer selv om de er typiske, bare en av mange blekesekvenser som er i vanlig bruk av masseindustrien. When producing paper pulp from lignocellulosic materials, it is often desirable to bleach the pulp to obtain a whitened product. Many methods for pulp bleaching are practiced and are described in a number of publications (1,2). Some of these previously known bleaching processes require several treatment steps to remove lignin and other "color bodies" from the pulp. It is characteristic of most bleaching processes that expensive chemicals and process equipment are required to achieve relatively small changes in the purity and brightness of the product mass. For e.g. to obtain pulp of 90 lightness from softwood kraft pulp it is often necessary to use five bleaching steps under such conditions as in Table I. The bleaching sequence and conditions described in Table I, although typical, represent only one of many bleaching sequences that are in common use by mass industry.

Avfallsproduktene fra blekeprosessen er kjent å inneholde BOD, organisk bundet klor og farge. Således bidrar de til vannforurensning når de tømmes fra massemøllen. The waste products from the bleaching process are known to contain BOD, organically bound chlorine and colour. Thus, they contribute to water pollution when they are emptied from the pulp mill.

Virkningsgraden av blekereaksjonene hemmes ved at det foreligger kondensasjonsreaksjoner. Dette kan spesielt være tilfelle i det alkaliske ekstraksjonstrinn hvor kondensasjonsreaksjoner blokkerer videre delignifisering. En publikasjon av Seymour (3) beskriver at mengden av kaustik som anvendes i ekstraksjonstrinnet kan dobles utover det normale uten praktisk talt noen reduksjon i blekningskjemikalie-forbruket i de følgende trinn. The effectiveness of the bleaching reactions is inhibited by the presence of condensation reactions. This may especially be the case in the alkaline extraction step where condensation reactions block further delignification. A publication by Seymour (3) describes that the amount of caustic used in the extraction step can be doubled beyond normal without practically any reduction in bleaching chemical consumption in the following steps.

Det er et stadig mål for masseindustrien å redusere totale blekningsomkostninger ved å forbedre virkningsgraden i forskjellige prosesstrinn. Forbedret virkningsgrad kan føre til lavere omkostninger ved reduksjon av kjemikalieforbruk eller reduksjon av antallet prosesstrinn. En ytterligere gevinst ved forbedret virkningsgrad kan være en senkning av forurensningsuttømmingen. It is a constant goal for the pulp industry to reduce total bleaching costs by improving the efficiency of various process steps. Improved efficiency can lead to lower costs by reducing chemical consumption or reducing the number of process steps. A further gain from improved efficiency can be a lowering of pollutant depletion.

Tidli gere forsøk på å løse problemetEarlier attempts to solve the problem

Lachenal et al, (4) har funnet at med natriumkarbonat som oppslutningsmiddel er totrinns-oppslutningen av hvetestrå mer effektiv enn entrinns-oppslutning. Hvis avlut fjernes etter det første trinn, oppnås enda større virkningsgrad. Dette angir de som bevis på viktigheten av kondenseringsreaksjonene i alkalisk delignifisering. Lachenal et al, (4) have found that with sodium carbonate as digestion agent, the two-stage digestion of wheat straw is more efficient than the one-stage digestion. If leachate is removed after the first step, an even greater degree of efficiency is achieved. They cite this as evidence of the importance of the condensation reactions in alkaline delignification.

Varm alkalisk ekstraksjon av den ublekede masse er blitt foreslått for å forbedre blekeanleggets effektivitet. Dette kalles noen ganger for-bleking eller for-delignifisering. Hensikten er å redusere blekningsomkostningene ved å redusere kappatallet (lignininnhold) av massen før den kommer inn i blekeanlegget. På denne måten oppnås en tilsvarende reduksjon i mengden av dyrere blekemidler. Senere har oksygen-delignifisering vært gjenstand for en rekke US patenter (8 til og med 11, 13 til og med 17) som et forblekingstrinn for å senke kappatallet til massen før bleking. I dette tilfelle kontaktes den ublekede masse med oksygen og alkali under høyere temperaturbetingelser og trykk over tidsrom som gjerne er ca. 15 - 30 min. Industrien har vært langsom til å ta opp denne teknikk, imidlertid, fordi den krever dyrt utstyr for utførelsen. Hot alkaline extraction of the unbleached pulp has been proposed to improve bleach plant efficiency. This is sometimes called pre-bleaching or pre-delignification. The purpose is to reduce bleaching costs by reducing the kappa number (lignin content) of the pulp before it enters the bleaching plant. In this way, a corresponding reduction in the amount of more expensive bleaching agents is achieved. Later, oxygen delignification has been the subject of a number of US patents (8 through 11, 13 through 17) as a pre-bleaching step to lower the kappa number of the pulp prior to bleaching. In this case, the unbleached mass is contacted with oxygen and alkali under higher temperature conditions and pressure over a period of time which is usually approx. 15 - 30 min. The industry has been slow to take up this technique, however, because it requires expensive equipment for its execution.

På et tidligere trinn ble "kaldsoda"-prosessen utviklet (1), hovedsaklig som.et middel for å fjerne hemicellulose og således forbedre alfa-celluloseinnhold ved oppløsning av kvalitetsmasse. Denne prosess kan anvendes på masser ved ethvert trinn i blekingen eller rensesekvensen som inneholder masser som ikke er blitt varmalkaliekstrahert. Optimumstemperaturer for kald kaustik-ekstraksjon ligger mellom 15 og 25°C og behandlingstider mellom 15 og 60 minutter. At an earlier stage, the "cold soda" process was developed (1), mainly as a means of removing hemicellulose and thus improving alpha-cellulose content by dissolving quality pulp. This process can be applied to pulps at any stage of the bleaching or cleaning sequence containing pulps that have not been hot alkali extracted. Optimum temperatures for cold caustic extraction are between 15 and 25°C and treatment times between 15 and 60 minutes.

Oksygen er blitt brukt til å forsterke ligninfjerning i ekstraksjonstrinnet. Kemph og Dence (5) rapporterte betydelige reduksjoner i permanganattall etter ekstraksjon av klorert pulp i en oksygenatmosfære. Forsøk de utførte i en luftatmosfære viste også en forbedring, selv om den bare var 1/5 så stor som virkningen man fant med oksygen. Senere har den tekniske bruk av oksygen i ekstraksjonstrinnet tiltatt raskt over hele verden og basert på forbedrede metoder for å blande masse og oksygen så som beskrevet i US patent nr. 3.832.276 og 4.451.332. Oxygen has been used to enhance lignin removal in the extraction step. Kemph and Dence (5) reported significant reductions in permanganate numbers after extraction of chlorinated pulp in an oxygen atmosphere. Experiments they performed in an air atmosphere also showed an improvement, although it was only 1/5 as large as the effect found with oxygen. Later, the technical use of oxygen in the extraction step has increased rapidly throughout the world and based on improved methods for mixing pulp and oxygen as described in US patent nos. 3,832,276 and 4,451,332.

Elton beskriver de to vanligste systemer for oksygenekstrak-sjon (6). For begge systemtyper settes natriumhydroksyd til massen etter den forlater kloreringstrinnvaskeren og før tilsetningen av oksygen til en blandingsanordning. Den alkaliske masseoppslemming som inneholder en fin dispersjon av oksygen, innføres enten i bunnen av ekstraksjonstårnet eller, ved ekstraksjon i et nedstrømstårn, i et for-retensjonsrør. Elton describes the two most common systems for oxygen extraction (6). For both system types, sodium hydroxide is added to the pulp after it leaves the chlorination stage scrubber and before the addition of oxygen to a mixing device. The alkaline pulp slurry containing a fine dispersion of oxygen is introduced either at the bottom of the extraction tower or, in the case of extraction in a downstream tower, into a pre-retention tube.

Selv om oksygen-ekstråksjon er mer effektiv for å bedre virkningsgraden, skaper den noen ytterligere problemer. Disse er behovet for å håndtere oksygen, et potensielt farlig kjemikalium; den økede omkostning ved oksygenet; og behovet for å tilveiebringe tilstrekkelig ventilasjon til å forhindre oppbygging av toksiske og brennbare gasser. Although oxygen extraction is more effective in improving efficiency, it creates some additional problems. These are the need to deal with oxygen, a potentially dangerous chemical; the increased cost of the oxygen; and the need to provide adequate ventilation to prevent the build-up of toxic and flammable gases.

Bruken av hydrogenperoksyd har også vært anvendt for å fjerne mer lignin i ekstraksjonstrinnet (2). Selv om dette er en relativt enkel metode, krever anvendelse av den ytterligere utgift med peroksyd. The use of hydrogen peroxide has also been used to remove more lignin in the extraction step (2). Although this is a relatively simple method, its application requires the additional expenditure of peroxide.

En annen fremgangsmåte for alkalisk ekstraksjon av klorert masse er beskrevet av Liebergott i US patent nr. 3.874.992. I denne fremgangsmåte presses blandingen av masse og alkali til en høy konsistens i løpet av 5 minutter etter blanding av det varme alkali og massen. Metoden rapporterer tilsvarende resultater som de som oppnås med konvensjonell alkalisk ekstraksjon. Another method for alkaline extraction of chlorinated pulp is described by Liebergott in US patent no. 3,874,992. In this method, the mixture of pulp and alkali is pressed to a high consistency within 5 minutes after mixing the hot alkali and the pulp. The method reports similar results to those obtained with conventional alkaline extraction.

Sammenfatning av oppfinnelsenSummary of the Invention

Denne oppfinnelse beskriver en forbedret fremgangsmåte ved utførelse av alkalisk ekstraksjon av masse. Den anvendes fortrinnsvis på et eller flere av tre punkter: This invention describes an improved method for carrying out alkaline extraction of pulp. It is preferably used on one or more of three points:

1. Før konvensjonell bleking, d.v.s. som en forbleking:1. Before conventional bleaching, i.e. as a pre-fade:

2. I ekstraksjonstrinnet i en vanlig blekningsrekkefølge; eller, 3. I forbindelse med et vanlig oksygendelignifiseringstrinn. 2. In the extraction step of a normal bleaching sequence; or, 3. In conjunction with a conventional oxygen delignification step.

Den foreliggende oppfinnelse er basert på en overraskende oppdagelse vedrørende alkalisk behandling av masse.. Det ble funnet at masse-delignifisering kan forbedres hvis en del av den flytende fase fjernes fra den reagerende blanding bare etter en kort tid (0,5 til 10 minutter) reaksjon. Massen får så fortsette å reagere med den gjenværende flytende løsning over et normalt tidsrom (30 til 90 minutter). Dette tyder på at under reaksjonens begynnelsesfase dannes substanser som enten reverserer eller forhindrer masse-delignifisering. The present invention is based on a surprising discovery regarding the alkaline treatment of pulp. It was found that pulp delignification can be improved if part of the liquid phase is removed from the reacting mixture only after a short time (0.5 to 10 minutes). reaction. The pulp is then allowed to continue to react with the remaining liquid solution over a normal period of time (30 to 90 minutes). This suggests that during the initial phase of the reaction, substances are formed which either reverse or prevent mass delignification.

Man lærte videre at den flytende fase etter å være fjernet fra massesuspensjonen, kan behandles til å forandre, fjerne eller på annen måte deaktivere slike substanser som reverserer eller forhindrer delignifiseringsprosessen, og således gjør den flytende fase egnet for ny bruk ved delignifisering eller ekstraksjon. En slik behandlingsmetode er å oppvarme den flytende fase over et tidsrom som strekker seg fra ca. 5 minutter eller lenger, avhengig av reaksjonstemperaturen. Gjentatt bruk av den behandlede flytende fase kan utføres enten ved å sette den til frisk masse eller ved å sette den på nytt til den opprinnelige masse. Dette skal ikke bety at ny bruk av luten er begrenset til disse to metoder. It was further learned that the liquid phase, after being removed from the pulp suspension, can be treated to alter, remove or otherwise deactivate such substances which reverse or prevent the delignification process, thus making the liquid phase suitable for re-use in delignification or extraction. One such treatment method is to heat the liquid phase over a period of time ranging from approx. 5 minutes or longer, depending on the reaction temperature. Repeated use of the treated liquid phase can be carried out either by reconstituting it to fresh pulp or by reconstituting it to the original pulp. This should not mean that new use of the lye is limited to these two methods.

Således er det et mål for denne oppfinnelse å tilveiebringe en fremgangsmåte for å forbedre masse-delignifisering i et papirfremstillingssystem ved å blande massematerialet med alkali og dens bærerlut over et kort tidsrom, ta ut den flytende fase fra blandingen etter et kort tidsrom og deretter fortsette å omsette massen og alkaliet i et normalt tidsrom. Thus, it is an object of this invention to provide a method of improving pulp delignification in a papermaking system by mixing the pulp material with alkali and its carrier liquor over a short period of time, withdrawing the liquid phase from the mixture after a short period of time, and then continuing to react the mass and the alkali in a normal period of time.

Et annet mål for denne oppfinnelse er å tilveiebringe en forbedret fremgangsmåte ved massebleking og delignifisering i en papirfremstillingsprosess ved å redusere kondensajonsreaksjoner mellom oppløst og ikke-oppløst lignin ved å tilsette en alkalisk blanding til massen, og etter et kort tidsrom, ta ut en hoveddel av den flytende fase fra den alkaliske blanding og fortsette å omsette den gjenværende masseløsning. Another object of this invention is to provide an improved method of pulp bleaching and delignification in a papermaking process by reducing condensation reactions between dissolved and undissolved lignin by adding an alkaline mixture to the pulp, and after a short period of time, taking out a major part of the liquid phase from the alkaline mixture and continue to react the remaining pulp solution.

Et annet mål for oppfinnelsen er å tilveiebringe en fremgangsmåte hvorved en del av den flytende fase av en alkalisk blanding i et papirfremstillingssystem som settes til massen, tas ut fra massesuspensjonen og den uttatte lut brukes på nytt som et additiv med den alkaliske blanding som kombineres med massen. Another object of the invention is to provide a method whereby part of the liquid phase of an alkaline mixture in a papermaking system which is added to the pulp is withdrawn from the pulp suspension and the withdrawn lye is reused as an additive with the alkaline mixture which is combined with the mass.

Andre mål, trekk og fordeler ved oppfinnelsen vil fremgå klart etter å ha lest den følgende beskrivelse sett i forbindelse med de medfølgende tegninger. Other aims, features and advantages of the invention will become clear after reading the following description in conjunction with the accompanying drawings.

Kort be skrivelse av tegningeneBrief description of the drawings

Figur 1 er et flyteskjema som illustrerer hvordan en prosess ifølge oppfinnelsen kan utøves. Figur 2 - 7 er flyteskjemaer i likhet med figur 1, men illustrerer hvordan alternative prosesser ifølge oppfinnelsen kan utøves. Figure 1 is a flowchart illustrating how a process according to the invention can be carried out. Figures 2 - 7 are flowcharts similar to Figure 1, but illustrate how alternative processes according to the invention can be carried out.

Detaljert beskrivelse av oppfinnelsenDetailed description of the invention

Idet det nå vises i nærmere detalj til tegningene, hvor like tall refererer til like deler gjennom flere avbildninger, illustrerer figur 1 den første og mest forenklede utførelsesform av oppfinnelsen, hvor enten ubleket klorert eller delvis bleket tremasse blandes med en hensiktsmessig alkali, så som NaOH, i en blander 1 ved en massekonsistens mellom ca. 0,01% og 30%, fortrinnsvis ca. 7 til 15%. Alternativt kan alkaliet kombineres med massen ved å fordele den på et ark av massen slik at de naturlige kapillarkrefter vil fordele alkaliet gjennom massen. Mengden av tilsatt alkali kan være den samme som eller større eller mindre enn den mengden som normalt brukes for ekstraksjon, delignifisering eller oksygen-delignifisering. Den alkaliske massesuspensjon føres så til reaktoren 2 hvor den behandles i 0,5 til 10 minutter eller lenger, avhengig av reaksjonstemperaturen. Tabell II viser den omtrentlige sammenheng mellom optimum reaksjonstid og temperatur. Referring now in more detail to the drawings, where like numbers refer to like parts throughout several illustrations, Figure 1 illustrates the first and most simplified embodiment of the invention, where either unbleached chlorinated or partially bleached wood pulp is mixed with an appropriate alkali, such as NaOH , in a mixer 1 at a mass consistency between approx. 0.01% and 30%, preferably approx. 7 to 15%. Alternatively, the alkali can be combined with the mass by distributing it on a sheet of the mass so that the natural capillary forces will distribute the alkali through the mass. The amount of alkali added may be the same as or greater or less than the amount normally used for extraction, delignification or oxygen delignification. The alkaline pulp suspension is then fed to the reactor 2 where it is treated for 0.5 to 10 minutes or longer, depending on the reaction temperature. Table II shows the approximate relationship between optimum reaction time and temperature.

Det er viktig å bemerke at andre faktorer så som blandings-virkningsgraden, typen av lignocellulose-materialet og tidligere behandling av massen kan påvirke den optimale behandlingstid. Verdiene i tabell II er derfor omtrentlige, og forskjellige spesifikke anvendelser av oppfinnelsen kunne vise noe variasjon av optimum behandlingstid. Lengre eller kortere behandlingstider enn de verdier som er angitt i tabell II kan brukes; men hvis behandlingstiden er for kort eller for lang, reduseres metodens effektivitet. It is important to note that other factors such as the mixing efficiency, the type of lignocellulosic material and previous treatment of the pulp can affect the optimal treatment time. The values in Table II are therefore approximate, and different specific applications of the invention could show some variation in the optimum processing time. Longer or shorter processing times than the values indicated in Table II can be used; but if the processing time is too short or too long, the effectiveness of the method is reduced.

Etter den relativt korte reaksjonstid i reaktor 2, fjernes en del av den flytende fase ved filtrering av den alkaliske massesuspensjon i filteret 3; og det fortykkede masseslam transporteres til reaksjonskjelen 6. Mengden av fjernet filtrat fra masseslammet ved filteret 3 justeres til mindre enn ca. 90% av den flytende fase av blandingen og fortrinnsvis mellom 40 og 70% av den flytende fase som foreligger med massen i reaktoren 2. Masseslammet som går til reaksjonskjelen 6 burde inneholde tilstrekkelig innfanget kjemikalium til å fullføre delignifiser-ingsreaksjonen i kjelen. After the relatively short reaction time in reactor 2, part of the liquid phase is removed by filtering the alkaline mass suspension in filter 3; and the thickened pulp sludge is transported to the reaction boiler 6. The amount of filtrate removed from the pulp sludge at the filter 3 is adjusted to less than approx. 90% of the liquid phase of the mixture and preferably between 40 and 70% of the liquid phase present with the mass in the reactor 2. The mass sludge that goes to the reaction boiler 6 should contain sufficient captured chemical to complete the delignification reaction in the boiler.

Tids- og temperaturbetingelsene som anvendes i kjelen 6 kan være slike som normalt anvendes på massen for behandlingstrinnet ved hvilket denne oppfinnelse utøves. Hvis den alkaliske ekstraksjon således utøves på klorert masse, kunne kjelen 6 drives ved 60 til 70°C og 30 til 90 minutter, og hvis den drives med oksygen-delignifisering, ville kjelen 6 drives ved ca. 100°C og 6,8 atm. i 15 til 45 minutter. Hvis den drives som en alkalisk for-delignifisering, kunne kjelen 6 drives mellom 70 og 100°C i 15 til 45 minutter. Mengden av tilstedeværende alkali i kjelen 6 kan være betydelig mindre enn det som normalt brukes for den tilsvarende prosess utført uten forbedringen ifølge denne oppfinnelse. The time and temperature conditions used in the boiler 6 can be such as are normally applied to the mass for the treatment step in which this invention is practiced. If the alkaline extraction is thus carried out on chlorinated pulp, the boiler 6 could be operated at 60 to 70°C and 30 to 90 minutes, and if operated with oxygen delignification, the boiler 6 would be operated at approx. 100°C and 6.8 atm. for 15 to 45 minutes. If operated as an alkaline predelignifier, boiler 6 could be operated between 70 and 100°C for 15 to 45 minutes. The amount of alkali present in the boiler 6 may be significantly less than that normally used for the corresponding process carried out without the improvement according to this invention.

Sluttvaskeren 7 er fakultativ. Den er tatt med fordi den utgjør god blekningpraksis. Den er ikke ment å begrense denne oppfinnelse til systemer som inneholder vasking etter reaksjonskjelen 6. The final washer 7 is optional. It is included because it constitutes good bleaching practice. It is not intended to limit this invention to systems that include washing after the reaction vessel 6.

En annen utførelsesform av oppfinnelsen er vist på figur 2. Denne adskiller seg fra figur 1 ved å inneholde en andre blander 5 i prosessføringen mellom filteret 3 og reaksjonskjelen 6. I denne metoden tilsettes det nødvendige alkali for reaksjonen i to deler - den første del ved blanderen 1 og den andre del ved den andre blander 5. Ved å utføre prosessen på denne måten er det ingen begrensninger på fraksjonen av den flytende fase som fjernes ved filteret 3, annet enn de som følger ved den mekaniske drift av filteret. Når det således er mulig å fjerne 95 til 100%, i det vesentlige all væsken fra massen som kommer ut fra reaktor 2, ville dette være akseptabelt. Sammenhengen mellom optimal behandlingstid og temperatur i reaktoren 2, er i det vesentlige det samme som angitt i tabell II for den første utførelsesform av denne oppfinnelse. De beste resultater oppnås når mellom 50 til 80%, og fortrinnsvis ca. 55 til 70% av alkalibehovet settes til blanderen 1 og resten ved den andre blander 5. Betingelser i reaksjonskjelen 6 og vaskeren 7 er lignende som i figur 1. Another embodiment of the invention is shown in Figure 2. This differs from Figure 1 by containing a second mixer 5 in the process flow between the filter 3 and the reaction vessel 6. In this method, the necessary alkali for the reaction is added in two parts - the first part by the mixer 1 and the other part by the second mixer 5. By carrying out the process in this way, there are no limitations on the fraction of the liquid phase removed by the filter 3, other than those resulting from the mechanical operation of the filter. When it is thus possible to remove 95 to 100%, essentially all of the liquid from the mass coming out of reactor 2, this would be acceptable. The relationship between optimal treatment time and temperature in reactor 2 is essentially the same as indicated in Table II for the first embodiment of this invention. The best results are achieved when between 50 to 80%, and preferably approx. 55 to 70% of the alkali requirement is added to mixer 1 and the rest to the other mixer 5. Conditions in the reaction boiler 6 and washer 7 are similar to those in Figure 1.

I en tredje utførelsesform av denne oppfinnelse som er vist på figur 3, tilføyes et vasketrinn 4 mellom filteret 3 og blanderen 5. Dette forbedrer fjerningsgraden av den flytende fase. Alternativt kan filteret 3 og vaskeren 4 kombineres til en enhet ved å bruke en vanlig massevasker som anvendes i et filtreringstrinn etterfulgt av en fortrengningsvask. Vaskevæsken som brukes, kan enten være vann eller frisk alkaliløsning. Filtrat fra sluttvaskeren 7 kan brukes på nytt som vaskevæske hvis det er hensiktsmessig. For alkalisk ekstraksjon av klorert pulp som er illustrert på figur 3, er den optimale dose av alkali ved blanderen 1 mellom 50 og 80% og fortrinnsvis mellom 55 og 65% av det totale innfylte alkali, idet resten anvendes ved den andre blander 5. Betingelsene i reaksjonskjelen 6 og vaskeren 7 er In a third embodiment of this invention which is shown in Figure 3, a washing step 4 is added between the filter 3 and the mixer 5. This improves the degree of removal of the liquid phase. Alternatively, the filter 3 and the washer 4 can be combined into one unit by using a conventional pulp washer which is used in a filtration step followed by a displacement wash. The washing liquid used can be either water or fresh alkali solution. Filtrate from the final scrubber 7 can be reused as washing liquid if appropriate. For the alkaline extraction of chlorinated pulp illustrated in Figure 3, the optimal dose of alkali at mixer 1 is between 50 and 80% and preferably between 55 and 65% of the total alkali filled, the rest being used at the second mixer 5. The conditions in the reaction vessel 6 and the washer 7 are

lignende som dem i figur 1 og 2.similar to those in Figures 1 and 2.

Den fjerde utførelsesform av denne oppfinnelse er vist i figur 4. Anordningen er den samme som i utførelsesformen som er illustrert i figur 2 med unntagelse av at hele alkalisatsen tilsettes ved blanderen 1 og filtratet fra filteret 3 samles i en tank 8. Noe av filtratet behandles i filtratreaktoren 9 og settes på nytt til massen enten ved blanderen 5 eller mellom reaktoren 2 og filteret 3 eller på begge steder. Den del av filtratet som ikke behandles i reaktoren 9, kan kastes. Mengden av filtrat som fjernes fra systemet på dette punkt, bestemmes av konsistensen av tilførselsmassen og massen som går inn i reaktoren 6. Det er mulig å drive prosessen uten å kaste filtrat på dette punkt, men generelt er det fordelaktig å kaste et volum av filtrat lik ca. 40 til 70% av det totale væskevolum i massen og alkaliet som kommer inn i blanderen 1, selv om større mengder noen ganger kan kastes. Massen vil typisk komme inn i reaktoren 2 ved mellom 8 til 15% konsistens og ha en konsistens mellom 8 og 25% når den kommer inn i reaktoren 6. Reaksjonsbetingelser i reaktoren 2 ligner dem som forut er gitt i tabell II. Ventiler (ikke vist) i ledningene på figur 4 kan brukes til å kontrollere strømmen. The fourth embodiment of this invention is shown in Figure 4. The device is the same as in the embodiment illustrated in Figure 2 with the exception that the entire alkali batch is added at the mixer 1 and the filtrate from the filter 3 is collected in a tank 8. Some of the filtrate is treated in the filtrate reactor 9 and added to the mass either at the mixer 5 or between the reactor 2 and the filter 3 or at both places. The part of the filtrate that is not treated in the reactor 9 can be discarded. The amount of filtrate removed from the system at this point is determined by the consistency of the feed mass and the mass entering the reactor 6. It is possible to operate the process without discarding filtrate at this point, but generally it is advantageous to discard a volume of filtrate equal to approx. 40 to 70% of the total liquid volume in the pulp and alkali entering mixer 1, although larger quantities may sometimes be discarded. The mass will typically enter reactor 2 at between 8 to 15% consistency and have a consistency between 8 and 25% when it enters reactor 6. Reaction conditions in reactor 2 are similar to those previously given in Table II. Valves (not shown) in the lines of Figure 4 can be used to control the flow.

Det er funnet at å holde filtratet i filtratreaktoren 9 på figur 4 i et tidsrom på 5 til 12 minutter ved 60°C, eller 8 til 60 minutter ved 50°C, gir tilfredsstillende resultater. I overensstemmelse med den normale reaksjonskinetikkteori, ville lengre oppholdstider kreves ved lavere temperaturer og kortere tider ved høyere temperaturer. Oppvarmeren 12 er en anordning for å føre varme til filtratreaktoren 9 som vist i figur 4. Det meste av varmebehovet for reaksjonen i kjelen 6 kunne tilføres på dette punkt. It has been found that keeping the filtrate in the filtrate reactor 9 of Figure 4 for a period of 5 to 12 minutes at 60°C, or 8 to 60 minutes at 50°C, gives satisfactory results. In accordance with the normal reaction kinetics theory, longer residence times would be required at lower temperatures and shorter times at higher temperatures. The heater 12 is a device for supplying heat to the filtrate reactor 9 as shown in Figure 4. Most of the heat required for the reaction in the boiler 6 could be supplied at this point.

Betingelsene i reaksjonskjelen 6 og vaskeren 7 ligner på dem i figur 1, 2 og 3. The conditions in the reaction vessel 6 and the washer 7 are similar to those in figures 1, 2 and 3.

En femte utførelsesform av denne oppfinnelse er vist på figur 5. Denne er den samme som figur 4, unntatt at det er tatt med en vasker 4 mellom filteret 3 og blanderen 5 i prosess-strømlinjen. I dette tilfelle vaskes massen med behandlet filtrat fra filtratreaktoren 9 for å fjerne ytterligere spor av innfanget væskefase som forblir i massen etter filtrering. Det er mulig å bruke det behandlede filtrat bare ved vaskeren 4 i figur 5. I tillegg til å bruke behandlet filtrat til å vaske massen ved vaskeren 4, kan alternativt ytterligere behandlet filtrat settes til pulpen enten ved blanderen 5 eller mellom reaktoren 2 og filteret 3 eller på begge steder. Ventiler (ikke vist) i ledningene på figur 5 kan brukes til å kontrollere strømmen. Som i den tredje utførelsesform kan filteret 3 og vaskeren 4 kombineres til en enhet. Ytterligere behandlet filtrat tilsettes massen ved blanderen 5 om nødvendig, eller alternativt kan blanderen 5 sløyfes og massen transporteres til reaksjonskjelen 6 for ytterligere behandling. A fifth embodiment of this invention is shown in figure 5. This is the same as figure 4, except that a washer 4 is taken between the filter 3 and the mixer 5 in the process flow line. In this case, the mass is washed with treated filtrate from the filtrate reactor 9 to remove further traces of captured liquid phase that remain in the mass after filtration. It is possible to use the treated filtrate only at the washer 4 in figure 5. In addition to using treated filtrate to wash the pulp at the washer 4, alternatively further treated filtrate can be added to the pulp either at the mixer 5 or between the reactor 2 and the filter 3 or in both places. Valves (not shown) in the lines of Figure 5 can be used to control the flow. As in the third embodiment, the filter 3 and the washer 4 can be combined into one unit. Further treated filtrate is added to the mass at the mixer 5 if necessary, or alternatively the mixer 5 can be bypassed and the mass transported to the reaction boiler 6 for further treatment.

Reaksjonsbetingelser i filtratreaktoren 9 er de samme som i den fjerde utførelsesform (figur 4). Betingelsene i reaksjonskjelen 6 og vaskeren 7 er lignende som for figur 1, 2, 3 og 4. Reaction conditions in the filtrate reactor 9 are the same as in the fourth embodiment (figure 4). The conditions in the reaction vessel 6 and the washer 7 are similar to those for Figures 1, 2, 3 and 4.

Den sjette og syvende utførelsesform av denne oppfinnelse er vist i figur 6 og 7. Ved å anvende resirkulering av det behandlede filtrat er det mulig å bruke større alkalimengder ved blanderen 1 og reaktoren 2 og således gjøre det lettere å fjerne lignin. The sixth and seventh embodiments of this invention are shown in Figures 6 and 7. By using recycling of the treated filtrate, it is possible to use larger amounts of alkali at mixer 1 and reactor 2 and thus make it easier to remove lignin.

I utførelsesformen av oppfinnelsen som er vist i figur 6, blandes klorert og ubleket masse med behandlet filtrat fra filtratreaktoren 9 i blanderen 1. Eventuelt sprøytes det behandlede filtrat eller fordeles på annen måte på et ark av masse som tillater de naturlige kapillarkrefter å fordele filtratet. Massesuspensjonens temperatur på dette punkt vil avhenge av temperaturene til strømmene som kommer inn i blanderen og vil normalt være i området fra 40 til 60°C. Etter et kort opphold i reaktoren 2 etter de retningslinjer for tid og temperatur som er beskrevet i utførelsesform 1 og oppført i tabell II, filtreres så slammet eller avvannes ved filtret 3. Før filtréringstrinnet kan behandlet filtrat brukes til å fortynne massen, selv om denne fortynning er fakultativ. Den fakultative lutfjerning ved filteret 3 i systemet på figur 6 er mellom 70 og 90% fjerning, men 30 til 70% lutfjerning ville fortsatt gi betydelige fordeler. Imidlertid er lutfjerningsmengder på 75 til 90% lett å oppnå teknisk. Tabell III viser for systemet på figur 6 noen verdier for konsistens som kommer inn i filteret 3 og kommer inn i reaktoren 6 som vil føre til 67%, 80% og 90% fjerning av væskefasen i filteret 3. In the embodiment of the invention shown in figure 6, chlorinated and unbleached pulp is mixed with treated filtrate from the filtrate reactor 9 in the mixer 1. Optionally, the treated filtrate is sprayed or distributed in some other way on a sheet of pulp that allows the natural capillary forces to distribute the filtrate. The temperature of the mass suspension at this point will depend on the temperatures of the streams entering the mixer and will normally be in the range from 40 to 60°C. After a short stay in reactor 2 according to the time and temperature guidelines described in embodiment 1 and listed in Table II, the sludge is then filtered or dewatered at filter 3. Before the filtration step, treated filtrate can be used to dilute the mass, although this dilution is optional. The facultative lye removal at filter 3 in the system of Figure 6 is between 70 and 90% removal, but 30 to 70% lye removal would still provide significant benefits. However, lye removal rates of 75 to 90% are easily achieved technically. Table III shows for the system in Figure 6 some values for consistency entering the filter 3 and entering the reactor 6 which will lead to 67%, 80% and 90% removal of the liquid phase in the filter 3.

Prosessen går best når alkalifyllingen til det første trinn maksimaliseres. Etter filtrering ved filter 3 vil det resulterende fortykkede masseslam føre fremover tilstrekkelig alkali i den innfangede væskefase til å fullstendiggjøre delignifiserings-reaksjonen. Tids- og temperaturbetingelsene i reaksjonskjeden 6 og vaskeren 7 kan være de samme som de som er angitt i de første utførelsesformer av denne oppfinnelse (fig. 1 til og med 5). The process runs best when the alkali charge to the first stage is maximized. After filtration by filter 3, the resulting thickened pulp sludge will carry forward sufficient alkali in the captured liquid phase to complete the delignification reaction. The time and temperature conditions in the reaction chain 6 and the washer 7 can be the same as those indicated in the first embodiments of this invention (Fig. 1 to 5 inclusive).

Noe av filtratet fra filter 3 på figur 6 samles i tanken 8 og behandles i filtratreaktoren 9 før det blir resirkulert til blanderen 1 og det fakultative fortynningspunkt mellom reaktoren 2 og filteret 3. Den del av filtratet som ikke rommes i tanken 8 for behandling i reaktoren 9, kan kastes. Som angitt i utfør-elsesform 4 av denne oppfinnelse (figur 4), er det mulig å drive prosessen uten å kaste filtrat, men et forbedret resultat oppnås ved å kaste et volum av filtratet som er ca. 40-70% av det totale væskevolum i massen som kommer inn i blanderen 1 og i det friske alkali som kommer inn i prosessen. Ventiler (ikke vist) i ledningene på figur 6 kan brukes til å kontrollere strømmen. Some of the filtrate from filter 3 in Figure 6 is collected in the tank 8 and processed in the filtrate reactor 9 before being recycled to the mixer 1 and the optional dilution point between the reactor 2 and the filter 3. The part of the filtrate that is not accommodated in the tank 8 for processing in the reactor 9, can be thrown. As indicated in embodiment 4 of this invention (figure 4), it is possible to operate the process without discarding filtrate, but an improved result is obtained by discarding a volume of the filtrate which is approx. 40-70% of the total liquid volume in the mass entering mixer 1 and in the fresh alkali entering the process. Valves (not shown) in the lines of Figure 6 can be used to control the flow.

Oppvarmeren 12 sørger for å føre varme til filtratreaktoren 9. Dette gir den ønskede høyere temperatur for filtratbehand-lingen. Oppholdstider i filtratreaktoren 9 fra 8 til 60 minutter ved 50°C er blitt brukt med godt resultat. Den korte behandlingstid foretrekkes fordi det krever den minste reaktorstørrelse for utførelsen. Som angitt i omtalen av utførelsesform 4, er en oppholdstid mellom 5 og 12 minutter tilstrekkelig ved en temperatur på 60°C i filtratreaktoren 9. The heater 12 ensures that heat is supplied to the filtrate reactor 9. This gives the desired higher temperature for the filtrate treatment. Residence times in the filtrate reactor 9 from 8 to 60 minutes at 50°C have been used with good results. The short processing time is preferred because it requires the smallest reactor size for the execution. As indicated in the description of embodiment 4, a residence time of between 5 and 12 minutes is sufficient at a temperature of 60°C in the filtrate reactor 9.

Temperaturen av masseblandingen som kommer inn i reaktoren 2 på figur 6 bestemmes av temperaturen og konsistensene av strøm-mene som kommer inn i blanderen 1. Da det er en fordel å bruke høyere temperatur til å behandle filtratet i filtratreaktoren 9, vil temperaturen av massevolumet som kommer inn i reaktor 2, være tilsvarende høy. Typisk for verdiene man kunne finne, ville være massevolum ved 35° C og 15% konsistens som beveger seg til blanderen 1, og filtrat ved 60°C som resirkuleres fra filtratreaktoren 9 til blanderen 1, hvilket resulterer i tilførsel fra blanderen 1 til reaktor 2 med en temperatur på ca. 50°C og en konsistens på 5,6%. The temperature of the pulp mixture entering the reactor 2 in Figure 6 is determined by the temperature and consistencies of the streams entering the mixer 1. As it is an advantage to use a higher temperature to treat the filtrate in the filtrate reactor 9, the temperature of the pulp volume which enters reactor 2, be correspondingly high. Typical of the values that could be found would be pulp volume at 35°C and 15% consistency moving to mixer 1, and filtrate at 60°C being recycled from filtrate reactor 9 to mixer 1, resulting in feed from mixer 1 to reactor 2 with a temperature of approx. 50°C and a consistency of 5.6%.

På figur 6 kan frisk alkali tilsettes systemet enten ved tanken 8 (punkt A), ved innløpet til filtratreaktoren 9 (punkt B) eller ved utløpet av filtratreaktoren 9 (punkt C). Hvor det enn tilsettes, bør man ha tilstrekkelig røring for normale strøm-ningsbetingelser i systemet til å dispergere alkali jevnt gjennom filtratet. Hvis ikke, vil det væreønskelig å anordne en rører-anordning. Det er selvfølgelig mulig å tilsette frisk alkali til massen på et punkt før den kommer inn i blanderen 1, for eksempel ved å sette den til i massetransportøren eller sprøyte den på vaskeren eller i oppslutteren av et tidligere (ikke vist) trinn. In Figure 6, fresh alkali can be added to the system either at the tank 8 (point A), at the inlet to the filtrate reactor 9 (point B) or at the outlet of the filtrate reactor 9 (point C). Wherever it is added, there should be sufficient agitation for normal flow conditions in the system to disperse alkali evenly through the filtrate. If not, it would be desirable to provide a stirring device. It is of course possible to add fresh alkali to the pulp at a point before it enters the mixer 1, for example by adding it to the pulp conveyor or spraying it on the washer or in the hopper of a previous (not shown) step.

Den syvende utførelsesform av denne oppfinnelse som er vist i figur 7, adskiller seg fra den sjette ved å inneholde en vasker 4 i prosess-strømmen mellom filteret 3 og reaksjonskjelen 6. Vaskeren bruker behandlet filtrat fra filtratreaktoren 9 til å fortrenge gjenværende lut i massen etter filtrering med filteret 3. Innføringen av vaskeren 4 gjør det mulig å fjerne lutfasen mer fullstendig ved å erstatte den med behandlet filtrat. Det er ønskelig å operere ifølge retningslinjene fra utførelsesform 6 med alkalifylling til reaktoren 2 så høyt som mulig i praksis. Dette oppnås ved å maksimalisere uttak av væskefase mellom reaktorene 2 og 6. Vasketrinnet forbedrer virkningen av væske-fasefjerningen uten å kreve lav konsistens inn til filteret. Som i utførelsesform 6 er tilsetningen av behandlet filtrat til massen mellom reaktoren 2 og filteret 3 fakultativ. Ventiler The seventh embodiment of this invention, which is shown in figure 7, differs from the sixth by containing a washer 4 in the process flow between the filter 3 and the reaction boiler 6. The washer uses treated filtrate from the filtrate reactor 9 to displace remaining lye in the mass after filtration with the filter 3. The introduction of the washer 4 makes it possible to remove the lye phase more completely by replacing it with treated filtrate. It is desirable to operate according to the guidelines from embodiment 6 with alkali filling to the reactor 2 as high as possible in practice. This is achieved by maximizing withdrawal of liquid phase between reactors 2 and 6. The washing step improves the effect of liquid phase removal without requiring low consistency to the filter. As in embodiment 6, the addition of treated filtrate to the mass between the reactor 2 and the filter 3 is optional. Valves

(ikke vist) i ledningene på figur 7 kan brukes til å kontrollere strømmen. (not shown) in the wires of Figure 7 can be used to control the current.

I systemet på figur 7 ville det beste alkalitilsetningspunkt være punkt C som får den friske alkali til å blandes direkte med det behandlede filtrat som resirkuleres til blanderen 1. En fagmann vil se at dette maksimaliserer alkalifyllingen til reaktoren 2. Stedene A, B og E i systemet på figur 7 ville være alternative steder for alkalitilsetning, og stedet D det minstønskelige punkt for alkalitilsetning. Betingelsene i filtratreaktoren 9 ligner dem som brukes i figur 4, 5 og 6. In the system of Figure 7, the best alkali addition point would be point C which causes the fresh alkali to mix directly with the treated filtrate which is recycled to mixer 1. One skilled in the art will see that this maximizes the alkali loading of reactor 2. Locations A, B and E in the system in Figure 7 would be alternative sites for alkali addition, and site D the least desirable point for alkali addition. The conditions in the filtrate reactor 9 are similar to those used in Figures 4, 5 and 6.

Som i utførelsesform 6 kunne frisk alkali settes til massen oppstrøms for blanderen 1 på figur 7. Betingelser som anvendes på massesuspensjonen i reaksjonsdelen 6, er lignende dem som er angitt for de andre utførelsesformer. Videre er vaskeren 7 fakultativ som i alle de andre utførelsesformer. As in embodiment 6, fresh alkali could be added to the mass upstream of the mixer 1 in Figure 7. Conditions applied to the mass suspension in the reaction part 6 are similar to those indicated for the other embodiments. Furthermore, the washer 7 is optional as in all the other embodiments.

UtstyrsspesifikasjonerEquipment specifications

Blanderne 1 på figur 1 - 7 og 5 på figur 2-5 kan velges fra utstyr som allerede foreligger for masseindustri og innbefat-ter, men er ikke begrenset til statiske blandere, høyskjær-blandere og rørte tankblandere. The mixers 1 in figures 1 - 7 and 5 in figures 2-5 can be selected from equipment that already exists for mass industry and includes, but is not limited to, static mixers, high-shear mixers and stirred tank mixers.

Reaktoren 2 kan være enhver kjele av passende størrelse til å gi tilstrekkelig oppholdstid for den første trinns reaksjon. Kjelen bør ideelt sett være konstruert for å minimalisere tilbakeblanding. Derfor ville en lang rørformet reaktor så som en rørledning, høyt tårn eller stående rør være egnet. Det ville væreønskelig å ha fleksibilitet til å justere oppholdstid i reaktoren 2 som muliggjør reaksjoner på forandringer i driftstemperatur. Tallrike metoder for å foreta dette er kjente for en maskinfagmann på reaktorer. The reactor 2 can be any boiler of suitable size to provide sufficient residence time for the first stage reaction. The boiler should ideally be designed to minimize back mixing. Therefore, a long tubular reactor such as a pipeline, tall tower or standpipe would be suitable. It would be desirable to have flexibility to adjust residence time in the reactor 2 which enables reactions to changes in operating temperature. Numerous methods of accomplishing this are known to one skilled in the art of reactor engineering.

Filteret 3 velges fra utstyr som allerede foreligger i industrien, innbefattet, men ikke begrenset til, slike anord-ninger som er kjent som sideskråningsgittere, ekstraktorer, "deckers", trommelfiltere og beltefiltere. Det vil være åpenbart for en fagmann på området at utførelsesformene hvori filteret 3 og vaskeren 4 brukes sammen (figur 3, 5 og 7) kan kombineres ved å bruke en vanlig massevasker som anvender et filtreringstrinn etterfulgt av fortrengning (ikke vist). Hvis en separat vasker brukes, er slike som normalt anvendes i masseindustrien så som diffusjonsvaskere, trykkvaskere eller vaskepresser, akseptable. The filter 3 is selected from equipment already available in the industry, including, but not limited to, devices known as side slope grates, extractors, "deckers", drum filters and belt filters. It will be obvious to one skilled in the art that the embodiments in which the filter 3 and the washer 4 are used together (Figures 3, 5 and 7) can be combined using a conventional pulp washer employing a filtration step followed by displacement (not shown). If a separate washer is used, those normally used in the pulp industry such as diffusion washers, pressure washers or washer presses are acceptable.

Ved bruk for alkalisk ekstraksjon kan reaksjonskjelen 6 være hvilken som helst av de vanlige typer som brukes for ekstraksjon. Dens hovedformål er å gi tilstrekkelig oppholdstid og temperatur til å fullstendiggjøre ekstraksjonsreaksjonen. Hvis prosessen skal brukes i forbindelse med oksygendelignifisering, kan reaksjonskjelen 6 være hvilken som helst av de oksygendeligni-fiseringssystemer som normalt brukes for dette formål. When used for alkaline extraction, the reaction vessel 6 can be any of the usual types used for extraction. Its main purpose is to provide sufficient residence time and temperature to complete the extraction reaction. If the process is to be used in connection with oxygen delignification, the reaction vessel 6 can be any of the oxygen delignification systems normally used for this purpose.

Tanken 8 (figur 4-7) kan være ethvert standardfiltrat eller pakningstank som normalt brukes i masseindustrien. Dens hensikt er å tjene som et samlingspunkt for filtrat og gi en barometrisk tetning når et vakuumfilter brukes som filteret 3. Tanken 8 kan sløyfes fra systemet uten nevneverdig å endre virkningsgraden av systemet. Filtratreaktoren 9 (figur 4-7) er konstruert for å gi den nødvendige oppholdstid (5 til 10 minutter) for filtratbehand-ling med et minimum av tilbakeblanding. Filtratreaktoren 9 inneholder en oppvarmer 12 for å tilføre filtratet varme, hvilket vil øke temperaturen til filtratet til dets reaksjonstemperatur på 50 til 60°C. En rørledningsreaktor med indirekte dampopp-varming ville være akseptabel som en filtratreaktor. The tank 8 (figures 4-7) can be any standard filtrate or packing tank normally used in the pulp industry. Its purpose is to serve as a collection point for filtrate and to provide a barometric seal when a vacuum filter is used as the filter 3. The tank 8 can be omitted from the system without significantly changing the efficiency of the system. The filtrate reactor 9 (figures 4-7) is designed to provide the necessary residence time (5 to 10 minutes) for filtrate treatment with a minimum of back-mixing. The filtrate reactor 9 contains a heater 12 to add heat to the filtrate, which will raise the temperature of the filtrate to its reaction temperature of 50 to 60°C. A pipeline reactor with indirect steam heating would be acceptable as a filtrate reactor.

EKSEMPLEREXAMPLES

Eksempel 1Example 1

For å demonstrere prosessen på figur 1 ble forut tørket ubleket bløttrekraftmasse med et kappatall på 25,2 behandlet med natriumhydroksyd. Massen ble godt vasket, formet til en pute på en oppvarmet Buchner-trakt og mettet til 7,7% konsistens ved å fordele forvarmet løsning av natriumhydroksyd over dens overflate som simulerer det første reaksjonstrinnet. Etter et minutt ble Buchner-trakten satt under vakuum og 67% av den flytende fase ble fjernet hvilket bringer massekonsistensen til 20%. Den våte masse ble så overført til plastposer og plassert ved et konstant temperaturbad i 30 minutter som simulerte behandlingen i reak-sjonskjele 6. Som en kontroll ble en prøve av den samme masse vasket godt, blandet med natriumhydroksydløsning til en konsistens på 7,7% i en plastpose og plassert i et konstant temperaturbad i 30 minutter for å simulere normal alkalisk ekstraksjon. To demonstrate the process in Figure 1, previously dried unbleached softwood pulp with a kappa number of 25.2 was treated with sodium hydroxide. The pulp was well washed, formed into a pad on a heated Buchner funnel and saturated to 7.7% consistency by spreading preheated solution of sodium hydroxide over its surface simulating the first reaction step. After one minute, the Buchner funnel was placed under vacuum and 67% of the liquid phase was removed bringing the mass consistency to 20%. The wet mass was then transferred to plastic bags and placed at a constant temperature bath for 30 minutes simulating the treatment in reaction vessel 6. As a control, a sample of the same mass was washed well, mixed with sodium hydroxide solution to a consistency of 7.7% in a plastic bag and placed in a constant temperature bath for 30 minutes to simulate normal alkaline extraction.

Da ekstraksjonstiden var ferdig, ble masser dispergert i ionefritt vann til 1% konsistens, vasket godt, og formet til ark og analysert på kappatall ved bruk av TAPPI metode T236 m-60. Betingelsene som ble brukt og resultatene er oppført i tabell IV. Dosen av NaOH anbrakt på massene er uttrykt som vektprosent i forhold til en ovnstørr masse. Ligninfjerning registreres som forandring i kappatall av massen som et resultat av behandlingen. When the extraction time was finished, masses were dispersed in deionized water to a 1% consistency, washed well, and formed into sheets and analyzed for kappa number using TAPPI method T236 m-60. The conditions used and the results are listed in Table IV. The dose of NaOH placed on the pulps is expressed as a percentage by weight in relation to an oven-dry pulp. Lignin removal is recorded as a change in the kappa number of the pulp as a result of the treatment.

Dette resultat viser fordelen ved behandling ved å bruke fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse. Ved å bruke ekvivalente mengder NaOH ble en høyere grad ligninfjerning oppnådd i sats nr. U5 (48% mer) enn i kontrollprøven hvilket viser seg ved større forandring i kappatall. Sats nr. U6 viser at ved å bruke fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse kan det nødvendige NaOH reduseres til mindre enn 1/3 som kreves ved kontrollen, mens den samme grad ligninfjerning fortsatt oppnås. This result shows the advantage of treatment using the method of this invention. By using equivalent amounts of NaOH, a higher degree of lignin removal was achieved in batch No. U5 (48% more) than in the control sample, which is shown by a greater change in kappa number. Batch No. U6 shows that by using the method according to this invention, the required NaOH can be reduced to less than 1/3 that required in the control, while the same degree of lignin removal is still achieved.

Sats nr. U3 viser at fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse også kan brukes til å bevirke en reduksjon i driftstemperatur for ekstraksjonen og samtidig oppnå en liten forbedring i delignifisering. Batch No. U3 shows that the method according to this invention can also be used to effect a reduction in the operating temperature for the extraction and at the same time achieve a small improvement in delignification.

Eksempel 2Example 2

En prøve av den samme ublekede bløttre-kraftmasse som ble brukt for eksempel 1, ble delignifisert med oksygen ved bruk av fremgangsmåten på figur 1. Behandlingsbetingelsene var de samme som i sats nr. U3 i eksempel 1, med unntak av at etter at 67% av væskefasen var fjernet på Buchner-trakten, ble arket teppelagt med oksygen av 99,5% renhet. Oksygenet fikk gjennomtrenge arket under vakuumvirkning. Arket ble så løftet forsiktig fra filteret for å bevare dets porøsitet, plassert i en oksygenatmosfære inne i en plastpose og behandlet ved 70°C i 30 minutter. Tabell V viser resultatene av denne prøven. A sample of the same unbleached softwood pulp used for Example 1 was delignified with oxygen using the procedure of Figure 1. The processing conditions were the same as in batch No. U3 of Example 1, except that after 67% of the liquid phase had been removed on the Buchner funnel, the sheet was blanketed with oxygen of 99.5% purity. The oxygen was allowed to penetrate the sheet under vacuum. The sheet was then carefully lifted from the filter to preserve its porosity, placed in an oxygen atmosphere inside a plastic bag and treated at 70°C for 30 minutes. Table V shows the results of this test.

Resultatet viser at selv under de relativt milde anvendte betingelser, fjernet behandling med oksygen 9,7% mer lignin enn det tilsvarende forsøk uten oksygen. The result shows that even under the relatively mild conditions used, treatment with oxygen removed 9.7% more lignin than the corresponding experiment without oxygen.

De følgende eksempler 3 til og med 12 viser anvendelsen av denne oppfinnelse for alkalisk ekstraksjon av klorerte masser. Hårdtre-kraftmassen som velges for disse forsøk hadde et kappatall på 15,8, og bløttre-kraftmassen (kappa 25,2) var den samme som ble brukt som råmaterialer i eksempel 1 og 2. Massene ble klorert i 60 minutter ved 3,5% konsistens og 35°C. I den anvendte kloreringsprosedyre ble en utmålt mengde konsentrert klor/vann- løsning fortynnet med tilstrekkelig vann til å gi den ønskede forsøkskonsistens og umiddelbart blandet med 50 g (ovnstørr basis) av den forvaskede masse. Reaksjonsblandingen ble i dekkede beholdere så plassert i et konstant temperaturbad for å utføre kloreringen. Periodisk blanding av massesuspensjonen ble utført under den første oppvarmingsperioden. Klordosen som ble brukt for forsøkene, ble variert, og er angitt i eksemplene som følger. Alle prøver ble godt vasket før de ble brukt. The following examples 3 to 12 show the use of this invention for the alkaline extraction of chlorinated masses. The hardwood kraft pulp selected for these experiments had a kappa number of 15.8, and the softwood kraft pulp (kappa 25.2) was the same used as raw materials in Examples 1 and 2. The pulps were chlorinated for 60 minutes at 3.5 % consistency and 35°C. In the chlorination procedure used, a measured amount of concentrated chlorine/water solution was diluted with sufficient water to give the desired test consistency and immediately mixed with 50 g (oven dry basis) of the pre-washed mass. The reaction mixture was then placed in covered containers in a constant temperature bath to carry out the chlorination. Periodic mixing of the pulp suspension was carried out during the first heating period. The chlorine dose used for the experiments was varied and is indicated in the examples that follow. All samples were thoroughly washed before use.

Etter behandling av massene ifølge fremgangsmåten som ble brukt i eksempel 3 til og med 11, ble massene vasket godt, formet til ark og analysert på ekstrahert permanganat (CEK) tall ved bruk av TAPPI-metoden T214 m-50. I eksempel 12 ble massen godt vasket og dens reaksjon på natrium-hypoklorittbleking ble målt. Med mindre annet er angitt, er dosen av klor, alkali og hypo-kloritt som er angitt i eksempel 3 til og med 12, uttrykt som vektprosenter basert på en ovnstørr masse. After treating the pulps according to the method used in Examples 3 through 11, the pulps were washed well, formed into sheets and analyzed for permanganate extracted (CEK) number using the TAPPI method T214 m-50. In Example 12, the pulp was well washed and its reaction to sodium hypochlorite bleaching was measured. Unless otherwise indicated, the dosage of chlorine, alkali and hypochlorite given in Examples 3 through 12 are expressed as weight percentages based on an oven dry mass.

Eksempel 3Example 3

For å demonstrere fremgangsmåten i figur 1 på klorert masse ble to prøver av hårdtre som var blitt klorert med 3,2% klor blandet med like mengder NaOH-løsning. Den første fikk reagere i 1,25 minutter ved 40° C og 10,4% konsistens, hvoretter 69% av vaeskefasen ble fjernet og den fortykkede masse, nå ved 27,2% konsistens, ble behandlet i ytterligere 60 minutter ved 60°C. Som kontroll ble den andre prøve ganske enkelt behandlet ved 10,4% konsistens i 60% minutter ved 60°C uten fjerning av den flytende fase. Den mengde alkali som ble blandet med massene, var den samme i begge tilfeller, 1,91% basert på ovnstørr massevekt. Resultatene er vist i tabell VI. To demonstrate the procedure in Figure 1 on chlorinated pulp, two samples of hardwood that had been chlorinated with 3.2% chlorine were mixed with equal amounts of NaOH solution. The first was allowed to react for 1.25 minutes at 40°C and 10.4% consistency, after which 69% of the liquid phase was removed and the thickened mass, now at 27.2% consistency, was treated for a further 60 minutes at 60°C . As a control, the second sample was simply processed at 10.4% consistency for 60% minutes at 60°C without removal of the liquid phase. The amount of alkali that was mixed with the pulps was the same in both cases, 1.91% based on oven-dry pulp weight. The results are shown in Table VI.

Dette resultat viser klart at fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse tillater en reduksjon av ekstrahert permanganattall. En fagmann vil se at dette vil føre til et tilsvarende fall i mengden av kjemikalier som kreves for etterfølgende trinn i blekeprosessen. This result clearly shows that the method according to this invention allows a reduction of extracted permanganate number. One skilled in the art will see that this will lead to a corresponding drop in the amount of chemicals required for subsequent steps in the bleaching process.

Eksempel 4Example 4

Fremgangsmåten på figur 1 ble brukt for oksygenekstråksjon av klorert bløttre-kraftmasse. Massen som var blitt klorert med 4% klor, ble fortynnet til 1% konsistens og formet til en pute på en Buchner-trakt. Putekonsistensen ble bestemt å være 25%. Massen ble så mettet til 11% konsistens ved å fordele forvarmet NaOH-løsning på dens overflate. Alkaliløsningen inneholdt 3,3% NaOH basert på ovnstørr massevekt. Massen som nå hadde en temperatur på ca. 40°C, fikk reagere 1,5 minutter. Buchner-trakten ble så satt under vakuum, hvilket fjernet ca. 67% av væskefasen og øket putekonsistensen til ca. 25%. Den fortykkede masse ble så behandlet i en atmosfære av ren oksygengass i 60 minutter ved 60°C og 1 atmosfære totaltrykk. The procedure in Figure 1 was used for oxygen extraction of chlorinated softwood pulp. The pulp which had been chlorinated with 4% chlorine was diluted to 1% consistency and formed into a pad on a Buchner funnel. The pillow consistency was determined to be 25%. The pulp was then saturated to 11% consistency by spreading preheated NaOH solution on its surface. The alkali solution contained 3.3% NaOH based on oven-dry mass. The mass, which now had a temperature of approx. 40°C, allowed to react for 1.5 minutes. The Buchner funnel was then placed under vacuum, which removed approx. 67% of the liquid phase and increased the pillow consistency to approx. 25%. The thickened mass was then treated in an atmosphere of pure oxygen gas for 60 minutes at 60°C and 1 atmosphere total pressure.

Som en kontroll ble en andre prøve av den samme klorerte masse ekstrahert med 3,3% NaOH ved 11% konsistens i 60 minutter ved 60°C. Oksygen ble ikke brukt for kontrolleksperimentet. As a control, a second sample of the same chlorinated pulp was extracted with 3.3% NaOH at 11% consistency for 60 minutes at 60°C. Oxygen was not used for the control experiment.

Resultatene som er vist i Tabell VII viser en 21% reduksjon i ekstrahert permanganattall. The results shown in Table VII show a 21% reduction in extracted permanganate number.

Eksempel 5 Example 5

For å vise virkningen av høyere alkalidose på fremgangsmåten i figur 1 ble myktre-kraftmasse klorert med 4% klor brukt. Fremgangsmåten var lik den som ble brukt i eksempel 4, med unntagelse av at høyere alkalidoser (9,2% til forskjell fra 3,3%) ble brukt, massen ble mettet til 8,3% konsistens på Buchner-trakt istedenfor 11%, og etter fjerning av 67% av væskefasen, hadde masseputen en konsistens på 20% istedenfor 25%. Behandlingstiden i det andre trinn var 90 minutter istedenfor 60, og 2.trinn behandlinger med og uten oksygen ble forsøkt. Kontrollen ble omsatt ved 3,1% alkali og 8,3% konsistens i 90 minutter ved 60°C. Resultatene er angitt i tabell VIII. To show the effect of a higher alkali dose on the method in Figure 1, softwood kraft pulp chlorinated with 4% chlorine was used. The procedure was similar to that used in Example 4, with the exception that higher alkali doses (9.2% as opposed to 3.3%) were used, the mass was saturated to 8.3% consistency on a Buchner funnel instead of 11%, and after removing 67% of the liquid phase, the pulp pad had a consistency of 20% instead of 25%. The treatment time in the second stage was 90 minutes instead of 60, and 2nd stage treatments with and without oxygen were tried. The control was reacted at 3.1% alkali and 8.3% consistency for 90 minutes at 60°C. The results are given in Table VIII.

Sammenligning av den oppnådde verdi for sats nr. E10 med eksempel 4 viser at den høyere alkalifylling gir en betydelig reduksjon i CEK nummer. Resultatene viser også en bedre reduksjon i ekstrahert CEK nummer uten bruk av oksygen enn når enten oksygen eller luft foreligger i det andre trinn. Mens alkali-doseringen ved trinn 1 er ca. 3 ganger normal for trinnene E10, Ell og E12, føres bare ca. 1/3 av den alkaliholdige væskefase fremover i det andre reaksjonstrinn, mens resten separeres og er tilgjengelig for ny bruk. 36,8% reduksjon i CEK tall oppnådd i sats nr. E12 er et eksepsjonelt godt resultat. Comparison of the obtained value for batch no. E10 with example 4 shows that the higher alkali filling gives a significant reduction in CEK number. The results also show a better reduction in extracted CEK number without the use of oxygen than when either oxygen or air is present in the second step. While the alkali dosage in step 1 is approx. 3 times normal for steps E10, Ell and E12, only approx. 1/3 of the alkaline liquid phase forwards in the second reaction step, while the rest is separated and available for new use. The 36.8% reduction in CEK figures achieved in rate no. E12 is an exceptionally good result.

Eksempel 6Example 6

Hardtre-kraftmasse ble klorert med 3,5% klor og brukt i en annen demonstrasjon av prosessen på figur 1. For dette forsøk ble første trinn konsistens, første trinn tid og alkalifylling til første trinn variert. Fremgangsmåten adskiller seg noe fra den som ble brukt i de foregående eksempler. For det foreliggende eksempel ble reaksjonen utført i polyetylenposer istedenfor flyting av Buchner-trakten. Dette tillot bruk av lavere konsi-stenser i det første trinn og simulerte bruken av blanderne. Første trinns behandling ble utført ved romtemperatur (23-24°C) etterfulgt av delvis fjerning av væskefasen ved filtrering på en Buchner-trakt. Nok væske ble fjernet til å gi en massekonsistens på ca. 30% for det andre reaksjonstrinn. Som i foregående eksempler ble andre trinns reaksjon utført i polyetylenposer ved 60°C i 60 minutter. Massene ble sammentrykket for å utelukke gass fra det andre trinn, unntatt for to prøver HW1 K og HW1 L. For disse to prøver ble masseputen forsiktig løftet fra Buchner-trakten for å bibeholde dens porøsitet, og det andre reaksjonstrinn ble utført under oksygen for HW1 K og luft for forsøk HW1 L. Kontrollforsøkene ble utført ved 1,91% alkali, 10% konsistens og 60°C i 60 minutter. Resultatene er vist i tabell IX, hvor alkalifylling er uttrykt som prosent på en ovnstørr basis. Hardwood pulp was chlorinated with 3.5% chlorine and used in another demonstration of the process in Figure 1. For this experiment, first stage consistency, first stage time and alkali charge to first stage were varied. The procedure differs somewhat from that used in the previous examples. For the present example, the reaction was carried out in polyethylene bags instead of floating the Buchner funnel. This allowed the use of lower consistencies in the first stage and simulated the use of the mixers. The first stage treatment was carried out at room temperature (23-24°C) followed by partial removal of the liquid phase by filtration on a Buchner funnel. Enough liquid was removed to give a pulp consistency of approx. 30% for the second reaction step. As in previous examples, the second stage reaction was carried out in polyethylene bags at 60°C for 60 minutes. The pulps were compressed to exclude gas from the second step, except for two samples HW1 K and HW1 L. For these two samples, the pulp pad was carefully lifted from the Buchner funnel to maintain its porosity, and the second reaction step was carried out under oxygen for HW1 K and air for experiment HW1 L. The control experiments were carried out at 1.91% alkali, 10% consistency and 60°C for 60 minutes. The results are shown in Table IX, where alkali filling is expressed as a percentage on an oven dry basis.

Virkningen av tid i det første trinn er vist ved undersøk-else av satsene HW2 C2, HW2 D2, HW1 H og HW1 J. Ved temperaturene som ble brukt for disse forsøk (23-24°C) ble de beste resultater oppnådd ved behandlingstider mellom 3,75 og 7 minutter i det første trinn. Noe reduksjon i virkningsgrad ble bare notert når 3 minutter ble brukt. The effect of time in the first step is shown by examining batches HW2 C2, HW2 D2, HW1 H and HW1 J. At the temperatures used for these experiments (23-24°C) the best results were obtained at treatment times between 3.75 and 7 minutes in the first stage. Some reduction in efficiency was only noted when 3 minutes were used.

Sammenligning av satsene HW1 H, HW1 J og HW1 K viser at oksygen synes å forbedre virkningen når første trinns tid er kort, men oksygen viser ved ytterligere tid i det første trinn ingen fordel. Comparison of rates HW1 H, HW1 J and HW1 K shows that oxygen seems to improve the effect when the first stage time is short, but oxygen shows no advantage at further time in the first stage.

Virkningen av innfylt alkalimengde på det første trinn vises klart i høyere nivåer av alkali, som fører til lavere CEK slutt-tall. Dette tyder på at opprettholdelsen av høy konsentrasjon i dette første trinn er viktig for å oppnå optimale resultater. Bemerk at selv ved de høyeste nivåer av NaOH dosering, føres bare små mengder av det opprinnelige natriumhydroksyd fremover til det andre trinn. Uttrykt som NaOH påfylt på ovnstørr massebasis, når denne 1,34% for sats nr.#HW2 Dl og bare 0,26% for satsene nr. HW1 H til og med L. Disse tall er 70% og 13,6% henholdsvis av alkaliet som brukes for kontrollforsøket. The effect of added alkali amount on the first stage is clearly shown in higher levels of alkali, which lead to lower CEK final numbers. This suggests that the maintenance of high concentration in this first step is important to achieve optimal results. Note that even at the highest levels of NaOH dosage, only small amounts of the original sodium hydroxide are carried forward to the second stage. Expressed as NaOH charged on an oven dry mass basis, this reaches 1.34% for batch #HW2 Dl and only 0.26% for batches #HW1 H through L. These figures are 70% and 13.6% respectively of the alkali used for the control experiment.

Eksempel 7Example 7

I denne serie satser ble klorert bløttre-kraftmasse behandlet ifølge fremgangsmåten på figur 3. Massen var blitt klorert med 4,4% klor og godt vasket. Natriumhydroksydløsning og masse ble blandet i plastposer med 10% konsistens og 25°C og øyeblik-kelig plassert i et konstant temperaturbad ved 60°C i tidsrom fra 1 til 5 minutter. Massen ble så straks filtrert på en Buchner-trakt, fortynnet til 1% med ionefritt vann og igjen filtrert for å fjerne ca. 95% av den resterende førstetrinnsvæske. En andre aliquot NaOH ble så blandet med massen ved 10% konsistens og 25°C etterfulgt av behandling ved 60°C i 60 minutter. Den totale fylling NaOH var 3,3% som ble delt mellom de to trinn. I et forsøk ble hele alkalifyllingen satt til det første trinn og bare vann tilsatt i andre trinn. Etter det andre trinn ble massen vasket godt, formet til ark og analysert på CEK-tall. In this series of batches, chlorinated softwood kraft pulp was treated according to the procedure in Figure 3. The pulp had been chlorinated with 4.4% chlorine and well washed. Sodium hydroxide solution and pulp were mixed in plastic bags with 10% consistency and 25°C and immediately placed in a constant temperature bath at 60°C for a period of 1 to 5 minutes. The mass was then immediately filtered on a Buchner funnel, diluted to 1% with deionized water and filtered again to remove approx. 95% of the remaining first stage liquid. A second aliquot of NaOH was then mixed with the pulp at 10% consistency and 25°C followed by treatment at 60°C for 60 minutes. The total filling NaOH was 3.3% which was divided between the two stages. In one experiment, the entire alkali charge was added to the first stage and only water added in the second stage. After the second step, the mass was washed well, formed into sheets and analyzed for CEK numbers.

To kontrollforsøk ble kjørt under normale ekstraksjons-betingelser. Alkalifylling for kontrollforsøkene var 3,3% og behandlingen var ved 10% konsistens og 60°C i 60 minutter. Tabell X oppfører resultatene. Two control experiments were run under normal extraction conditions. Alkali filling for the control trials was 3.3% and the treatment was at 10% consistency and 60°C for 60 minutes. Table X lists the results.

Resultatene viser tydelig at fremgangsmåten i denne oppfinnelse fører til mer effektiv ekstraksjon av lignin enn vanlig ekstraksjon, hvilket fremgår av de lavere CEK tall i satsene SW3 C, SW3 A og SW3 E. De beste resultater ble oppnådd i sats SW3 A hvori 60% av den totale alkalifylling ble tilsatt ved det første trinn og 40% ved det andre trinn. The results clearly show that the method of this invention leads to more efficient extraction of lignin than conventional extraction, which is evident from the lower CEK numbers in batches SW3 C, SW3 A and SW3 E. The best results were obtained in batch SW3 A, in which 60% of the total alkali charge was added at the first stage and 40% at the second stage.

Det er viktig å merke seg at når det første trinns behandling ble utført i 5 minutter som nådde en slutt-temperatur på ca. 60°C, ble fordelene ved prosessen redusert i den grad at CEK slutt-tallet var det samme som i kontrollsatsene. It is important to note that when the first stage treatment was carried out for 5 minutes which reached a final temperature of approx. 60°C, the benefits of the process were reduced to the extent that the final CEK figure was the same as in the control batches.

Eksempel 8Example 8

Ved å bruke prosessen på figur 3 ble en rekke satser foretatt for å vise virkningen av tid og temperatur i det første trinn, når prosessen brukes på klorerte masser. Bløttre-prøvene som ble brukt, ble klorert ved 4% klor og hårdtre ved 3,2% ifølge de forut beskrevne fremgangsmåter. Fremgangsmåten som ble brukt for dette eksempel, er den samme som for eksempel 7, med unntak av at alkaliløsningen som ble brukt i det første trinn, ble for varmet før tilsetningen til massen for å gi bedre kontroll av reaksjonstemperaturen. Kontrollforsøkene ble utført ved 10% konsistens og 60°C i 60 minutter ved bruk av 3,3% NaOH for bløttre og 1,91% for hårdtre. Resultatene er angitt i tabell XI. Using the process in Figure 3, a number of batches were made to show the effect of time and temperature in the first stage, when the process is applied to chlorinated masses. The softwood samples used were chlorinated at 4% chlorine and hardwoods at 3.2% according to the previously described methods. The procedure used for this example is the same as Example 7, except that the alkali solution used in the first step was preheated prior to addition to the stock to provide better control of the reaction temperature. The control trials were carried out at 10% consistency and 60°C for 60 minutes using 3.3% NaOH for softwood and 1.91% for hardwood. The results are given in Table XI.

Disse resultatene viser at ved ca. 40°C oppnås de beste resultater ved førstetrinns-behandlingstider mellom 1 og 2 minutter, selv om forbedret ekstraksjon finnes ved alle behandlingstider fra 0,5 til 4 minutter . For en førstetrinns-temperatur på 29°C var det ingen forskjell når reaksjonstiden ble variert fra 1 til 4 minutter. Dette står i motsetning til observasjonen i eksempel 6, hvor det viser seg å være en fordel ved 23°C å utføre forbehandling i ca. 4 minutter eller lenger. These results show that at approx. At 40°C, the best results are obtained at first stage treatment times between 1 and 2 minutes, although improved extraction is found at all treatment times from 0.5 to 4 minutes. For a first-stage temperature of 29°C, there was no difference when the reaction time was varied from 1 to 4 minutes. This is in contrast to the observation in example 6, where it turns out to be an advantage at 23°C to carry out pretreatment for approx. 4 minutes or longer.

Eksempel 9Example 9

Fremgangsmåtene på figur 2 og 3 ble brukt for en annen rekke satser for å prøve virkningene av førstetrinns-konsistens og tid på klorert hårdtre-kraftmasse. Massen som ble brukt for dette eksempel, ble klorert ved 3,5% klor. Fremgangsmåten var den samme som for eksempel 7, med unntak av at det første trinn ble utført ved romtemperatur og ved 1% konsistens for tre av forsøkene. Forsøkene ved 1% konsistens ble ikke vasket mellom trinn 1 og 2, mens 10% forsøkene ble. Konsistensen i det andre trinnet var 10% som i eksempel 7. Resultatene er vist i tabell XII. The procedures of Figures 2 and 3 were used for another series of batches to test the effects of first stage consistency and time on chlorinated hardwood pulp. The pulp used for this example was chlorinated at 3.5% chlorine. The procedure was the same as for example 7, with the exception that the first step was carried out at room temperature and at 1% consistency for three of the experiments. The trials at 1% consistency were not washed between steps 1 and 2, while the 10% trials were. The consistency in the second step was 10% as in Example 7. The results are shown in Table XII.

Resultatene viser ingen nevneverdig forskjell mellom drift av 1 eller 10% konsistens i det første trinn. Virkningen av tiden i det første trinn er liten, men viser en svak preferanse for den lengre tid på 4 minutter. The results show no significant difference between operation of 1 or 10% consistency in the first stage. The effect of time in the first step is small, but shows a slight preference for the longer time of 4 minutes.

Eksempel 10Example 10

Ved å bruke fremgangsmåten på figur 5 ble en rekke satser foretatt for å vise den nye bruk av førstetrinns filtrat. De klorerte masser var de samme som dem som ble brukt i eksempel 8. Alkalifyllingen var 3,3% for myktreet og 1,91% for hårdtreet. Using the procedure in Figure 5, a number of batches were made to demonstrate the new use of first-stage filtrate. The chlorinated pulps were the same as those used in Example 8. The alkali filling was 3.3% for the softwood and 1.91% for the hardwood.

Forvarmet NaOH-løsning ble blandet med massene i plastposer og blandingen fikk reagere i 1,5 minutter ved 40°C og 10% konsistens. Slammet ble så filtrert på Buchner-trakten og vasket med behandlet førstetrinns filtrat fra en tidligere sats på de samme typer. Filtratet var blitt behandlet ved å holde det ved 60°C over et tidsrom på mellom 5 og 12 minutter. Filtratene fra disse to operasjoner (filtreringen og vasken) ble slått sammen og behandlet ved 60°C som forut. Det behandlede kombinerte filtrat ble så delt i to like aliquoter, hvorav en ble tilsatt massen på nytt og den andre spart for bruk på den neste sats. Massen ble så omsatt ved 60°C i 60 minutter, vasket og preparert for CEK tallmåling. For sats nr. SW4 J ble massen plassert i en atmosfære av rent oksygen ved 60° C i 10 minutter mellom vasketrinnet etter det første trinn og før ny tilsetning av behandlet filtrat. Kontrollforsøkene var de samme som de som ble brukt i eksempel 8 og vil her gjentas for klarhets skyld. Resultatene er gitt i tabell XIII. Preheated NaOH solution was mixed with the masses in plastic bags and the mixture was allowed to react for 1.5 minutes at 40°C and 10% consistency. The sludge was then filtered on the Buchner funnel and washed with treated first stage filtrate from a previous batch of the same types. The filtrate had been treated by holding it at 60°C for a period of between 5 and 12 minutes. The filtrates from these two operations (the filtration and the wash) were combined and treated at 60°C as before. The treated combined filtrate was then divided into two equal aliquots, one of which was added to the mass again and the other saved for use in the next batch. The mass was then reacted at 60°C for 60 minutes, washed and prepared for CEK number measurement. For Batch No. SW4 J, the mass was placed in an atmosphere of pure oxygen at 60° C. for 10 minutes between the washing step after the first step and before adding treated filtrate again. The control trials were the same as those used in Example 8 and will be repeated here for clarity. The results are given in Table XIII.

Sammenligning av disse data med eksempel 8 viser omtrent det samme resultat for hårdtre og bedre resultater for bløttre. Behandlingen av filtratet i 5 til 10 minutter ved 60°C synes derfor passende for å forandre, ødelegge eller på annen måte gjøre substansene inaktive i den flytende fase som hindrer eller forsinker delignifisering. Comparison of these data with example 8 shows approximately the same result for harder and better results for softwood. The treatment of the filtrate for 5 to 10 minutes at 60°C therefore seems appropriate to change, destroy or otherwise render inactive the substances in the liquid phase which prevent or delay delignification.

Eksempel 11Example 11

En rekke satser ble gjort for simulere fremgangsmåten på figur 6 ved bruk av bløttre-kraftmasse klorert med 5,5% klor. Dette ble utført ved gjentagne ganger å samle filtratet fra det første trinn av en enkel forsøkssats, tilsette en mengde av konsentrert NaOH-løsning i volum lik 2% av hele totalvolumet og 3,0% NaOH (ovnstørr massebasis), og deretter behandle blandingen ved ca. 50°C over tidsrom fra 10 til 60 minutter. Dette behand lede filtrat ble så satt til en ny prøve av masse for den neste sats. Denne fremgangsmåte ble gjentatt over 8 cykler, med det resultat at konsentrasjonen av oppløst lignin i den resirkulerte lut nådde ca. 55 - 60% av sin konstanttilstandsverdi. For den første syklus inneholdt NaOH-løsningen som var satt til massen 9% NaOH (ovnstørr massebasis), en konsentrasjon som ble ansett å være omtrent lik den mengde NaOH som skulle bygges opp i resirku-lasjonsstrømmen under konstanttilstandsbetingelse. Den første-trinns reaksjon ble utført i 1,0 minutt ved en temperatur på mellom 43 og 47°C og 3,5% konsistens. I filtreringstrinnet som fulgte ble måssekonsistensen bragt til 23% ved å fjerne 87,8% av væskefasen. Det andre trinn ble utført ved 60°C i 90 minutter. De to kontroller ble kjørt ved 3% NaOH, 60°C og 10% konsistens i 90 minutter. Resultatene er angitt i tabell XIV. A number of batches were made to simulate the procedure in Figure 6 using softwood kraft pulp chlorinated with 5.5% chlorine. This was accomplished by repeatedly collecting the filtrate from the first stage of a single trial batch, adding a volume of concentrated NaOH solution equal to 2% of the total volume and 3.0% NaOH (oven dry mass basis), and then treating the mixture at about. 50°C over a period of 10 to 60 minutes. This treated filtrate was then added to a new sample of pulp for the next batch. This procedure was repeated over 8 cycles, with the result that the concentration of dissolved lignin in the recycled lye reached approx. 55 - 60% of its steady state value. For the first cycle, the NaOH solution added to the pulp contained 9% NaOH (oven dry pulp basis), a concentration which was considered to be approximately equal to the amount of NaOH that would build up in the recirculation stream under steady state conditions. The first-stage reaction was carried out for 1.0 minutes at a temperature between 43 and 47°C and 3.5% consistency. In the filtration step that followed, the mash consistency was brought to 23% by removing 87.8% of the liquid phase. The second step was carried out at 60°C for 90 minutes. The two controls were run at 3% NaOH, 60°C and 10% consistency for 90 minutes. The results are shown in Table XIV.

Resultatene viser en stabil verdi av CEK-tall på 3,3 ved bruk av fremgangsmåten på figur 6. Dette representerer 18,5% reduksjon i CEK-tall og viser at fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse kan gi utmerkede resultater. Resultatet viser også at fremgangsmåten på figur 1 når den brukes ved en høy alkali-dosering, kan brukes som en gyldig simulering av fremgangsmåten på figur 6. The results show a stable value of CEK number of 3.3 when using the method in figure 6. This represents an 18.5% reduction in CEK number and shows that the method according to this invention can give excellent results. The result also shows that the method in Figure 1, when used at a high alkali dosage, can be used as a valid simulation of the method in Figure 6.

Eksempel 12Example 12

En kraftmasse med høyt utbytte ble delignifisert med oksygen og alkali i 30 minutter ved 100°C og et trykk på 6,8 atmosfærer. Den resulterende masse som hadde et kappatall på 37.3 ble klorert som tidligere beskrevet ved bruk av en klorfylling på 7,9% og behandlet ifølge fremgangsmåten på figur 1. A high yield kraft pulp was delignified with oxygen and alkali for 30 minutes at 100°C and a pressure of 6.8 atmospheres. The resulting pulp, which had a kappa number of 37.3, was chlorinated as previously described using a chlorine loading of 7.9% and treated according to the procedure in Figure 1.

For et av forsøkene, sats nr. 0X3, ble forvarmet natrium-hydroksydløsning blandet med massen ved 3% konsistens i et Pyrex begerglass og fikk reagere i ett minutt ved 52° C og en alkalifylling på 12,87%. Ved bruk av en Buchner-trakt ble 86,4% av den flytende fase fjernet og massen brakt til konsistens på 18,5%. Andretrinns-behandling ble så utført ved 60°C i 90 minutter. Den høye alkalidose på 12,87% som ble brukt i dette forsøket, var ment å simulere fremgangsmåten på figur 6 som nevnt i eksempel 11. For one of the experiments, batch No. 0X3, preheated sodium hydroxide solution was mixed with the pulp at 3% consistency in a Pyrex beaker and allowed to react for one minute at 52°C and an alkali charge of 12.87%. Using a Buchner funnel, 86.4% of the liquid phase was removed and the mass brought to a consistency of 18.5%. Second-stage treatment was then carried out at 60°C for 90 minutes. The high alkali dose of 12.87% used in this experiment was intended to simulate the procedure in Figure 6 as mentioned in Example 11.

For sats nr. 0X4 ble samme fremgangsmåte brukt som for 0X3, med unntak av at 1,53% hydrogenperoksyd (ovnstørr massebasis) ble satt til natriumhydroksydløsningen før den ble forvarmet og satt til massen. Temperaturen i det første trinn for sats nr. OX4 var 50°C, og bare 85,1% av den flytende fase ble fjernet på Buchner-trakten, istedenfor 86,4%. Således var massekonsistensen i det andre trinn 17,2% for sats nr. 0X4. For batch No. 0X4, the same procedure was used as for 0X3, with the exception that 1.53% hydrogen peroxide (oven dry pulp base) was added to the sodium hydroxide solution before it was preheated and added to the pulp. The temperature in the first step for batch No. OX4 was 50°C, and only 85.1% of the liquid phase was removed on the Buchner funnel, instead of 86.4%. Thus, the pulp consistency in the second stage was 17.2% for batch No. 0X4.

To kontrollsatser, 0X1 og 0X2, var normale ekstraksjoner utført ved 10% konsistens og 60°C i 90 minutter. Begge satser, 0X1 og 0X2, hadde en natriumhydroksydfylling på 4,29%. For sats nr.0X2 ble imidlertid også en 0,55% fylling av hydrogenperoksyd tilsatt sammen med natriumhydroksydet. Two control batches, 0X1 and 0X2, were normal extractions performed at 10% consistency and 60°C for 90 minutes. Both batches, 0X1 and 0X2, had a sodium hydroxide fill of 4.29%. For batch no.0X2, however, a 0.55% filling of hydrogen peroxide was also added together with the sodium hydroxide.

Etter de ovenfor beskrevne alkalibehandlinger ble massene vasket godt med ionefritt vann og bleket med natriumhypokloritt. Hypoklorittblekingen ble utført ved 10% konsistens og 50° C i 60 minutter ved en utgangs-pH på 11,5. Hypoklorittdosen var 0,70% uttrykt som aktivt klor og var den samme for alle forsøk. Etter bleking ble prøvene filtrert, godt vasket, formet til puter og analysert på Elrepho-klarhet ifølge TAPPI-metoden T452 om-83 og kopperetylendiamin (CED) viskositet ved TAPPI metoden T230 om-82. Avluten fra filtreringen av hypoklorittblekingen ble analysert på hypoklorittrest. Dette muliggjorde beregning av mengden hypo- kloritt som ble brukt under blekingen. Dette er angitt i tabell XV sammen med lysheten og viskositets-resultatene. After the alkali treatments described above, the pulps were washed well with deionized water and bleached with sodium hypochlorite. The hypochlorite bleaching was carried out at 10% consistency and 50°C for 60 minutes at an initial pH of 11.5. The hypochlorite dose was 0.70% expressed as active chlorine and was the same for all trials. After bleaching, the samples were filtered, well washed, formed into pads and analyzed for Elrepho clarity according to the TAPPI method T452 om-83 and copper ethylene diamine (CED) viscosity by the TAPPI method T230 om-82. The effluent from the filtration of the hypochlorite bleaching was analyzed for hypochlorite residue. This made it possible to calculate the amount of hypochlorite used during the bleaching. This is set out in Table XV together with the brightness and viscosity results.

Resultatene viser at fremgangsmåten i denne oppfinnelse kan brukes til å redusere mengden av forbrukt kjemikalium i etter-følgende blekingstrinn. I tillegg viser sammenligning av sats 0X2 og 0X3 at hypoklorittreduksjonen er lik eller bedre enn det som oppnås ved å tilsette en 0,5% påfylling av peroksyd i et normalt ekstraksjonstrinn. Videre viser sats nr. 0X4 at også høyere virkningsgrad oppnås når peroksyd brukes i fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen. Forbedringen i lyshet og viskositet som oppnås ved fremgangsmåten i denne oppfinnelse fremfor tilsvarende kontroll-forsøk,viser produktfordelene som oppnås ved å anvende prosessen. The results show that the method of this invention can be used to reduce the amount of chemical used in subsequent bleaching steps. In addition, comparison of batch 0X2 and 0X3 shows that the hypochlorite reduction is equal to or better than that achieved by adding a 0.5% top-up of peroxide in a normal extraction step. Batch No. 0X4 also shows that a higher degree of efficiency is also achieved when peroxide is used in the method according to the invention. The improvement in lightness and viscosity achieved by the method of this invention over corresponding control trials shows the product advantages achieved by using the process.

Fremgangsmåten i denne oppfinnelse har ved eksempel 1 til og med 12 vist å være en effektiv fremgangsmåte for å forbedre virkningsgraden av delignif isering av ubleket '. bløttrekraf t, klorert bløttrekraft, klorert hårdtrekraft og klorert oksygen delignifisert kraftmasse ved ekstraksjon med natriumhydroksyd. Videre er det vist i eksempel 12 at fremgangsmåten også er effektiv når hydrogenperoksyd og natriumhhydroksyd brukes sammen. The method in this invention has been shown in examples 1 to 12 to be an effective method for improving the efficiency of delignification of the unbleached '. softwood pulp, chlorinated softwood pulp, chlorinated hardwood pulp and chlorinated oxygen delignified pulp by extraction with sodium hydroxide. Furthermore, it is shown in example 12 that the method is also effective when hydrogen peroxide and sodium hydroxide are used together.

Det foreslås at fremgangsmåten i denne oppfinnelse også vil forbedre delignifiseringsvirkningen når andre alkaliske substanser brukes. Slike alkaliske substanser som tidligere har vært brukt for delignifisering, er ammoniumhydroksyd, litiumhydroksyd og andre alkalimetallhydroksyder. It is suggested that the method in this invention will also improve the delignification effect when other alkaline substances are used. Such alkaline substances which have previously been used for delignification are ammonium hydroxide, lithium hydroxide and other alkali metal hydroxides.

Det foreslås videre at fremgangsmåten i denne oppfinnelse kan brukes effektivt på et bredt område av lignocellulosematerialer. En delvis liste over disse lignocellulosematerialer ville innbefatte, men bør ikke være begrenset til de følgende: ikke-trefibermaterialer så som bagasse, kenaf, bambus, gress og andre vegetabilske fibre, ubleket hårdtre-kraftmasse, ubleket bløttre-sulfittmasse, ubleket hårdtre-sulfittmasse, klorert bløttre-sulfittmasse, klorert hårdtre-sulfittmasse, ublekete klorerte masser fra alle oppslutningsprosesser på alle typer av lignocellulosematerialer, og partielt bleket masse som har hatt tre eller flere bleketrinn så som CEH, CED og andre. It is further suggested that the method in this invention can be used effectively on a wide range of lignocellulosic materials. A partial list of these lignocellulosic materials would include, but should not be limited to the following: non-wood fiber materials such as bagasse, kenaf, bamboo, grass and other vegetable fibers, unbleached hardwood pulp, unbleached softwood sulfite pulp, unbleached hardwood sulfite pulp, chlorinated softwood sulphite pulp, chlorinated hardwood sulphite pulp, unbleached chlorinated pulp from all digestion processes on all types of lignocellulosic materials, and partially bleached pulp which has had three or more bleaching stages such as CEH, CED and others.

Denne oppfinnelse forbedrer virkningen av oppslutning av bleking ved å tilveiebringe en teknikk som oppnår høyere ekstraksjon av lignin uten bruk av ytterligere kjemikalier. Forbedringen i virkningsgraden fører til en netto reduksjon i kjemikalieforbruk og gir i tillegg en produktmasse med høyere lyshet og høyere viskositet. This invention improves the effectiveness of digestion bleaching by providing a technique that achieves higher extraction of lignin without the use of additional chemicals. The improvement in efficiency leads to a net reduction in chemical consumption and also gives a product mass with higher brightness and higher viscosity.

Ved bruk på ubleket masse som et forblekings- eller for-delignifiseringstrinn muliggjør det reduksjoner i det etter-følgende behov for klorholdige blekemidler proporsjonalt med kappatallreduksjonen som oppnås ved oppfinnelsen. I tillegg til reduserte blekingskostnader vil denne føre til en tilsvarende reduksjon i strømforurensning med toksiske klorerte organiske forbindelser og BOD fordi filtratet fra prosessen kan resikuleres gjennom "Brownstock" vaskere og eventuelt gjenvinnes. Til forskjell fra oksygendelignifisering avhenger fremgangsmåten i denne oppfinnelse ikke av kostbare trykkreaktorer for å kunne utføres. Istedet er fremgangsmåten enkel og anvender bestanddeler som er godt utprøvet. I tillegg er det ingen ytterligere kostnader eller farer med ytterligere kjemikalier. When used on unbleached pulp as a pre-bleaching or pre-delignification step, it enables reductions in the subsequent need for chlorine-containing bleaches in proportion to the kappa number reduction achieved by the invention. In addition to reduced bleaching costs, this will lead to a corresponding reduction in stream pollution with toxic chlorinated organic compounds and BOD because the filtrate from the process can be recycled through "Brownstock" washers and eventually recycled. Unlike oxygen delignification, the method of this invention does not depend on expensive pressure reactors to be carried out. Instead, the method is simple and uses well-tested ingredients. In addition, there are no additional costs or dangers of additional chemicals.

Ved bruk for alkalisk ekstraksjon av klorert masse kan prosessen drives på en måte som reduserer alkaliforbruket mens den samme ekstraksjonsgrad opprettholdes, hvilket måles ved CEK-tallet. Dette vil redusere driftskostnadene for blekeanlegget med samme grad som det reduserte alkaliforbruk. Alternativt har fremgangsmåten den fleksibilitet som gjør at den kan drives ved alkaliforbruk lik eller høyere enn det som brukes i normal blekings-anleggspraksis. Dette muliggjør reduksjoner i CEK-tall som er betydelig større enn det som kan oppnås ved enten lav-trykksoksygen-ekstraksjon eller ved å anvende sammenlignbare økninger i alkalifylling med tidligere kjente ekstraksjons-systemer. Bare oksygensystemer under trykk er rapportert å gi reduksjoner i CEK-tall like høye eller høyere enn de 36,8% som er oppnådd i eksempel 5, og dette krever kostbart høytrykksutstyr. Videre fleksibilitet får man også ved at fremgangsmåten er effektiv når peroksyd brukes i ekstraksjonen. When used for alkaline extraction of chlorinated pulp, the process can be operated in a way that reduces alkali consumption while maintaining the same degree of extraction, which is measured by the CEK figure. This will reduce the operating costs of the bleaching plant to the same extent as the reduced alkali consumption. Alternatively, the method has the flexibility that allows it to be operated with alkali consumption equal to or higher than that used in normal bleaching plant practice. This enables reductions in CEK numbers that are significantly greater than what can be achieved by either low-pressure oxygen extraction or by using comparable increases in alkali filling with previously known extraction systems. Only pressurized oxygen systems have been reported to provide reductions in CEK numbers as high or higher than the 36.8% achieved in Example 5, and this requires expensive high pressure equipment. Further flexibility is also gained by the fact that the method is effective when peroxide is used in the extraction.

Fremgangsmåten kan også redusere kostnader og forurensning på annen måte. Det er mulig å bruke fremgangsmåten til å redusere klorforbruket i det første trinn av blekingen, mens normale alkalifyllingsmengder opprettholdes i ekstraksjonstrinnet. I tillegg til å redusere klorkostnadene, muliggjør dette også en reduksjon i forurensning fra kloreringsfiltratet som er meget giftig for liv i vann. The procedure can also reduce costs and pollution in other ways. It is possible to use the process to reduce chlorine consumption in the first stage of bleaching, while maintaining normal alkali loading levels in the extraction stage. In addition to reducing chlorine costs, this also enables a reduction in pollution from the chlorination filtrate, which is highly toxic to aquatic life.

Fremgangsmåten kan også brukes for begge formål samtidig, delignifisering av ubleket masse og ekstraksjon av klorert masse. Dette muliggjør å nyde fremgangsmåtens fordeler for begge. The method can also be used for both purposes at the same time, delignification of unbleached pulp and extraction of chlorinated pulp. This allows both to enjoy the benefits of the procedure.

Fremgangsmåten virker som om et av materialene som ekstra-heres fra massen med alkali, kan gjennomgå reaksjoner med det gjenværende lignin som forhindrer at det fjernes videre. Konden-sas jonsreaks joner er kjent å forekomme ved delignifisering, og det er derfor sannsynlig at disse reaksjoner er ansvarlige for inhiberingen. The process acts as if one of the materials extracted from the mass with alkali can undergo reactions with the remaining lignin which prevents it from being removed further. Condensation reactions are known to occur during delignification, and it is therefore likely that these reactions are responsible for the inhibition.

Når massen først kontaktes med alkaliløsning, oppløses disse forstyrrende substanser raskt. Dette gir dem større mobilitet enn de hadde i den faste fase, og kondensasjonsreaksjoner begynner å forekomme. Kondensasjonsreaksjoner foregår noe langsommere enn den første oppløsningsprosess. Hvis den flytende fase derfor straks fjernes fra massesuspensjonen etter den første oppløs-ningsperioden, blokkeres kondensasjonsreaksjonen med masselignin effektivt ved fysisk separasjon av massen og luten. Det beste tidspunkt for å skille massen og luten er når konkurransen mellom kondensasjonsreaksjonene og oppløsningsprosessen begynner å favorisere kondensasjonen. Dette ville tilsvare den optimale tid i det første trinns behandling. Hvis alkali er i kontakt med massen i for kort tid, oppløses en utilstrekkelig mengde av den forstyrrende substans og fører til redusert virkningsgrad av prosessen. Hvis for lang tid går i det første reaksjonstrinn, avsluttes kondensasjonsreaksjonene og fremgangsmåten gir liten gevinst. When the mass is first contacted with alkali solution, these disturbing substances dissolve quickly. This gives them greater mobility than they had in the solid phase, and condensation reactions begin to occur. Condensation reactions take place somewhat more slowly than the first dissolution process. If the liquid phase is therefore immediately removed from the pulp suspension after the first dissolution period, the condensation reaction with pulp lignin is effectively blocked by physical separation of the pulp and the lye. The best time to separate the pulp and the liquor is when the competition between the condensation reactions and the dissolution process begins to favor the condensation. This would correspond to the optimal time in the first stage treatment. If alkali is in contact with the mass for too short a time, an insufficient amount of the interfering substance is dissolved and leads to a reduced efficiency of the process. If too much time passes in the first reaction step, the condensation reactions are terminated and the process yields little profit.

Ved å la væskefasen være alene over et tidsrom etter den er fjernet fra massen, opptrer kondensasjonsreaksjoner mellom oppløste materialer som foreligger i den separerte væskefase. Dette fjerner på effektiv måte de forstyrrende substanser fra løsningen og gjør det mulig å kontakte filtratet på sikker måte med frisk pulp eller forenes med den opprinnelige pulp etter kondensasjonen har foregått. By leaving the liquid phase alone for a period of time after it has been removed from the mass, condensation reactions occur between dissolved materials present in the separated liquid phase. This effectively removes the interfering substances from the solution and makes it possible to safely contact the filtrate with fresh pulp or unite with the original pulp after condensation has taken place.

Det synes å være en sammenheng mellom virkningsgraden til fremgangsmåten og konsentrasjonen av alkali i det første trinn. Bruken av filtrat-recyklisering hjelper til å opprettholde en høyere konsentrasjon i det første trinn, delvis på grunn av det tilgjengelige alkalioverskudd. Dette gjør det lettere å fjerne forstyrrende substanser eventuelt ved øket løselighet. There appears to be a correlation between the efficiency of the method and the concentration of alkali in the first step. The use of filtrate recycling helps to maintain a higher concentration in the first stage, in part due to the available excess alkali. This makes it easier to remove interfering substances, possibly due to increased solubility.

PublikasjonerPublications

1. Rapson, W.H., Editor, The Bleachinq of Pulp, TAPPI 1. Rapson, W.H., Editor, The Bleaching of Pulp, TAPPI

Monograph Series No. 27, TAPPI, New York 1963.Monograph Series No. 27, TAPPI, New York 1963.

2. Singh, R.P., Editor, The Bleaching of Pulp, Third2. Singh, R.P., Editor, The Bleaching of Pulp, Third

Edition, TAPPI, Atlanta 1979.Edition, TAPPI, Atlanta 1979.

3. Seymour, G.W., "Cost Reducing Bleach Plant Control Strategy, " Seminar Notes, 1977 Bleachinq Seminar on Chlorination and Caustic Extraction, TAPPI, Washington, D.C., November 10, 1977. 4. Lachenal, D., Wang, S.J., og Sarkanen, K.V., "Non-sulfur Pulping of Wheat Straw", TAPPI Proceedinqs, 3. Seymour, G.W., "Cost Reducing Bleach Plant Control Strategy," Seminar Notes, 1977 Bleaching Seminar on Chlorination and Caustic Extraction, TAPPI, Washington, D.C., November 10, 1977. 4. Lachenal, D., Wang, S.J., and Sarkanen, K.V., "Non-sulfur Pulping of Wheat Straw", TAPPI Proceedinqs,

Pulping Conference, Houston, Tx, oktober 1983.Pulping Conference, Houston, Tx, October 1983.

5. Kemph, A.W., og Dence, C.W., "Structure and Reactivity of Chlorolignin," TAPPI, Vol. 53, No. 5, s.864-873, mai 5. Kemph, A.W., and Dence, C.W., "Structure and Reactivity of Chlorolignin," TAPPI, Vol. 53, No. 5, pp.864-873, May

1970. 1970.

6. Elton, E.F., "Oxidative Extraction Process Is(Now Well Accepted but Still Has Hazards," Pulp & Paper, s. 71-73, august 1984. 7. Ericsson, E.O., og Moody, D.M., "Operating Experience With a New Horizontal Brownstock Washer", TAPPI, Vol. 66, No. 7, s.43-45, juli 1983. 8. Verreyne, A.J., Rerolle, P., Richter, J., og Job,L.A., 6. Elton, E.F., "Oxidative Extraction Process Is(Now Well Accepted but Still Has Hazards," Pulp & Paper, pp. 71-73, August 1984. 7. Ericsson, E.O., and Moody, D.M., "Operating Experience With a New Horizontal Brownstock Washer", TAPPI, Vol. 66, No. 7, pp.43-45, July 1983. 8. Verreyne, A.J., Rerolle, P., Richter, J., and Job, L.A.,

US patent 3.660.225 - mai 1972.US Patent 3,660,225 - May 1972.

9. Schleinkofer, R.W., US patent 3.703.435 - november 21, 1972. 10. Samuelson, H.O., og Croon, I.L.A., US patent 3.759.783 - september 18, 1973. 11. Roymoulik, S.K., og Brown, K.J., "Delignification and Bleaching of a Cellulose Pulp Slurry with Oxygen," US patent 3.832.276, august 27, 1974. 12. Ericsson, E.O., "Pulp Washer", US patent 4.154.644, mai 15, 1979. 13. Kikuiri, M., Nakashio, Y., Arai, Y., og Hidaka, T., "Process for Producing Alkali Pulp", US patent 4.274.913, juni 23, 1981. 14. Bentvelzen, J.M., Meredith, M.D., Bepple, H., Torre-grossa, L.O., Battan, H.R., og Justice,D.H., "Treating Pulp with Oxygen", US patent 4.295.925, 20.oktober 1981. 15. Bentvelzen, J.M., Meredith, M.D., Bepple, H., Torre-grossa, L.O., Battan, H.R., og Justice, D.H., "Method and Apparatus for Treating Pulp with Oxygen", US patent 4.295.926, 20.oktober 1981. 16. Markham, L.D., Elton, E.F., Magnotta, V.L., "Method and Apparatus for Oxygen Delignification", US patent 4.384.920, 24.mai 1983. 9. Schleinkofer, R.W., US patent 3,703,435 - November 21, 1972. 10. Samuelson, H.O., and Croon, I.L.A., US patent 3,759,783 - September 18, 1973. 11. Roymoulik, S.K., and Brown, K.J., "Delignification and Bleaching of a Cellulose Pulp Slurry with Oxygen," US patent 3,832,276, August 27, 1974. 12. Ericsson, E.O., "Pulp Washer", US patent 4,154,644, May 15, 1979. 13. Kikuiri, M., Nakashio, Y., Arai, Y., and Hidaka, T., "Process for Producing Alkali Pulp", US patent 4,274,913, June 23, 1981. 14. Bentvelzen, J.M., Meredith, M.D., Bepple, H., Torre-grossa, L.O., Battan, H.R., and Justice, D.H., "Treating Pulp with Oxygen", US patent 4,295,925, October 20, 1981. 15. Bentvelzen, J.M., Meredith, M.D., Bepple, H. , Torre-grossa, L.O., Battan, H.R., and Justice, D.H., "Method and Apparatus for Treating Pulp with Oxygen", US patent 4,295,926, October 20, 1981. 16. Markham, L.D., Elton, E.F., Magnotta, V.L., "Method and Apparatus for Oxygen Delignification", US patent 4,384,920, May 24, 1983.

17. Annergren, G.E., Hagglund, T., Lindblad,P., Lindstrøm,17. Annergren, G.E., Hagglund, T., Lindblad, P., Lindstrøm,

L.T., og Nasman, L.E., "Method for Delignification of Lignocellulose-containing Fiber Material with an Alkali Oxygen Extraction Stage", US patent 4.451.332, 29.mai L.T., and Nasman, L.E., "Method for Delignification of Lignocellulose-containing Fiber Material with an Alkali Oxygen Extraction Stage", US patent 4,451,332, May 29

1984 . 18. Cusi, D.S., og Jolley, P.W.R., "How Bagasse is Pulped by Method Used in Mexico", Pulp & Paper International, 1984. 18. Cusi, D.S., and Jolley, P.W.R., "How Bagasse is Pulped by Method Used in Mexico", Pulp & Paper International,

s. 56-59, juni 1968. pp. 56-59, June 1968.

19. Venkataraman, T.S., Rangamannar, G., og Torza, S., "The Roll of High and Low Consistency Impregnation In 19. Venkataraman, T.S., Rangamannar, G., and Torza, S., "The Role of High and Low Consistency Impregnation In

Chemical Pulping of Bagasse for Newsprint, Fine Paper,Chemical Pulping of Bagasse for Newsprint, Fine Paper,

and Linerboard", TAPPI Proceedings, Pulping Conference,and Linerboard", TAPPI Proceedings, Pulping Conference,

San Francisco, CA, november 1984.San Francisco, CA, November 1984.

20. Cusi, D.S., "Method of Producing Cellulosic Pump", US patent 2.913.362, juni 1954. 21. Liebergott, N., Barclay, H.G., og Clayton, D.W., "Rapid Press-caustic Extraction in Pulp Bleaching Sequences", Preprints, TAPPI Alkaline Pulping Conference, Williamsburg, VA, oktober 1975. 22. Perkins, J.K., "Equipment for Rapid Press-caustic Extraction", Preprints, TAPPI Alkaline Pulping Conference, Williamsburg, VA, oktober 1975. 23. Liebergott, N., Press Alkaline Extraction of Cellulosic Pulp, US patent 3.874.992, 1.april 1975. 20. Cusi, D.S., "Method of Producing Cellulosic Pump", US patent 2,913,362, June 1954. 21. Liebergott, N., Barclay, H.G., and Clayton, D.W., "Rapid Press-caustic Extraction in Pulp Bleaching Sequences" , Preprints, TAPPI Alkaline Pulping Conference, Williamsburg, VA, October 1975. 22. Perkins, J.K., "Equipment for Rapid Press-caustic Extraction", Preprints, TAPPI Alkaline Pulping Conference, Williamsburg, VA, October 1975. 23. Liebergott, N ., Press Alkaline Extraction of Cellulosic Pulp, US patent 3,874,992, April 1, 1975.

Selv om uttrykkene "masse" og "tremasse" brukes i beskrivelsen og kravene, er uttrykkene ment å innbefatte alle typer lignocellulose-fibermaterialer med mindre annet er angitt. Videre er beskrivelsen beskrevet i form av foretrukne utførelsesformer, men det vil være klart at mange modifikasjoner, tilføyelser og utelatelser kan foretas uten at man går ut over oppfinnelsens ide og omfang som er fremsatt i de følgende krav. Although the terms "pulp" and "wood pulp" are used in the description and claims, the terms are intended to include all types of lignocellulosic fibrous materials unless otherwise indicated. Furthermore, the description is described in the form of preferred embodiments, but it will be clear that many modifications, additions and omissions can be made without going beyond the idea and scope of the invention set forth in the following claims.

Claims

1.. Process in papermaking where an alkaline solution is added to lignocellulosic fiber material, such as wood pulp to cause a reaction that delignifies the pulp, characterized in that the wood pulp is mixed with an alkaline solution containing from approx. 1.5% to 25% alkali based on an oven-dry mass, partially reacts the mixture at a consistency from approx. 1% to 25% and a temperature from approx. 20°C to 60°C for approx. 0.5 to 10 minutes, removing at least some of the liquid phase from the reacting mixture to increase the mass to a consistency of about 10% to 45% before the reaction is finished, and the conversion of remaining alkali and pulp continues at a temperature from approx. 35°C to 120°C for approx. 30 to 120 minutes.

2. Method according to claim 1 and in which the removal step of at least some of the liquid phase from the reaction mixture is characterized by taking out up to approx. 80% of the liquid phase.

3. Method according to claim 1 and in which the step of removing at least some of the liquid phase from the reaction mixture is characterized by removing between 40% and 70% of the liquid phase.

4. Method according to claim 1 and in which the wood pulp is from a group of materials consisting of chlorinated softwood pulp, chlorinated hardwood pulp, unbleached softwood pulp, unbleached hardwood pulp and chlorinated oxygen delignified pulp.

5. Method according to claim 1 and when the wood pulp is from the list below, the alkaline solution that is added to the fiber material contains the percentage of alkali based on kiln-dried pulp as indicated, and the step of continuing the reaction is characterized by continuing the reaction in the temperature range from approx. . 40°C to approx. 80°C.

6. Method according to claim 1 and in which the step is partial reaction of the mixture characterized by partially reacting the mixture at a temperature of approx. 23°C to 50°C for approx. 0.5 to 7 minutes, the time for partial reaction being longer at lower temperatures in the range and shorter for higher temperatures in the range.

7. Method according to claim 1 and where the step of continuing the reaction of remaining alkali and pulp is characterized by continuing the reaction in the presence of oxygen, the reaction temperature being from approx. 60° C to 120° C and at a pressure of 0 to 10.2 atmospheres.

8. Method according to claim 4 and in which the alkaline solution contains up to approx. 2% hydrogen peroxide based on oven-dried pulp.

9. Method according to claim 1 and further containing the step of adding further alkaline solution to the mass after the step of withdrawing at least some of the liquid phase from the reaction mixture and before the step of continuing the reaction.

10. Method according to claim 9 and further containing the step of washing the mass before the step of adding further alkaline solution.

11. Method according to claim 9 and in which the step of adding a further alkaline solution to the mass is characterized by adding between 20 and 50% of the total alkali that is added to the mass in the process.

12. Method according to claim 1 and further containing the step of treating at least some of the extracted liquid phase, and adding at least some of the treated extracted liquid phase to the wood pulp.

13. Method according to claim 12 and further containing the step of removing from the process stream a volume of withdrawn liquid phase equal to up to approx. 80% of the total volume of the liquid in the pulp entering the process and in the alkali entering the process.

14. Method according to claim 12 and further containing the step of removing from the process stream a volume of extracted liquid phase equal to between 40% and 70% of the total volume of the liquid in the mass entering the process and in the alkali entering the process.

15. Method according to claim 12 and in which the step of adding treated extracted liquid phase to the wood pulp is characterized by adding at least some of the treated extracted liquid phase to the wood pulp at a point in the process after the step of extracting the liquid phase and before the step of continuing the reaction.

16. Method according to claim 12 and in which the step of adding treated extracted liquid phase to the wood pulp is characterized by adding at least some of the treated extracted liquid phase to the wood pulp entering the process.

17. Method according to claim 12 and in which the step of adding treated extracted liquid phase to the wood pulp is characterized by adding at least some of the treated extracted liquid phase to the wood pulp at a point in the process after the step of partial conversion of the mixture and before the step of extracting at least some of the liquid phase from the reacting mixture.

18. Method according to claim 12 and in which the step is mixing alkaline solution with the wood pulp characterized by first mixing alkaline solution with the extracted liquid phase and then introducing the mixture of alkaline solution and extracted liquid phase into the mass.

19. Method according to claim 12 and further comprising the step of washing the mass with treated extracted liquid phase before the step of continuing the reaction.

20. Method according to claim 12 and in which the step is treatment of the extracted liquid phase characterized by heating the extracted liquid phase.

21. Method according to claim 20 and in which the step is heating the extracted liquid phase characterized in that the heating of the extracted liquid phase is carried out over a period of approx. 5 to 60 minutes.

22. Method according to claim 20 and in which the step is heating the extracted liquid phase characterized by heating the extracted liquid phase to a temperature range from 50°C to 60°C over a period of at least 8 minutes at the lower end of the temperature range and at least 5 minutes at the higher end of the temperature range.

23. Product formed by the method according to claim 1.

24. Apparatus for alkaline delignification of lignocellulosic fiber material, such as wood pulp, characterized by transport devices for removing wood pulp along a pulp treatment path, mixing devices in the path for adding an alkaline solution to the pulp as the pulp moves along the treatment path, a first reaction zone in the path downstream from the mixing devices to keep the alkaline solution and the pulp in a sufficient time to allow the pulp and alkali to undergo partial reaction, filter devices in the path downstream from the first reaction bed to remove at least some of the liquid phase from the pulp before the reaction of pulp and alkali is complete as the pulp moves along the path , a second reaction zone in the path downstream from the filter to receive the pulp and continue the reaction of alkali and pulp, a tube to receive at least some of the liquid phase from the filter device and return the received liquid phase to the treatment path, and a filtrate- reaction device in the tube to hold and heat the received liquid phase before it is received te liquid phase is returned to the treatment path.