从钠矿的盐水生产钠盐的方法

本发明涉及一种回收钠化学品的改进的方法，这包括碳酸钠和 碳酸氢钠，它们来自于地下矿层，特别是天然碱，这些化学品可用 于制造苏打灰、碳酸氢钠、苛性苏打、碳酸钠十水合物、碳酸钠一水合 物和其它含钠化学品，本发明特别涉及了从溶解这类地下矿层所得 的盐水溶液中回收这些含钠化学品的方法。

在怀俄明州的西南部的绿河(Green River)附近，发现了一个 处于地面下800到3000英尺(244-914m)的粗天然碱矿( Na2CO3·NaHCO3·2H2O)的巨大矿床。在土耳其和中国也已经发现了这类 天然碱地下矿床。绿河的天然碱主矿床是一个厚约12英尺(3.6m) 的矿层，在约1500英尺(457m)深，经分析含天然碱约90％。绿河天 然碱矿床覆盖1000平方英里(2590km2)，并且由几种不同矿床组 成，它们通常相互交叠并由页岩层所分隔。在某些地区，天然碱矿 床存在于超过400英尺(122m)厚的地层中，有十层或更多层，约占 总地层的25％。当然，随其在地层中的不同位置，天然碱矿的质量 相差很大。

在怀俄明州绿河开采的粗天然碱的典型分析结果如下：

组分                  百分比

碳酸氢三钠            90.00

NaCl                  0.1

Na2SO4             0.02

有机物                0.3    不溶物                 9.58

100.00

由上述分析可看出，粗天然碱矿的主要成分为碳酸氢三钠。杂 质，主要是页岩和其它不溶物质，的数量太高以致不能将这种粗天 然碱矿直接转变成能用于许多工业生产的产品。因此，通常需将粗 天然碱矿纯化以除去或降低杂质后，才能作为以下有价值的含钠物 质而在市场销售，如：苏打灰(Na2CO3)、碳酸氢钠(NaHCO3)、苛性 苏打(NaOH)、碳酸氢三钠(Na2CO3·NaHCO3·2H2O)、某种磷酸 钠(Na5P3O10)或其它含钠化学品。

粗天然碱的一种主要用途是将它转化和精炼成苏打灰。为了将 天然碱中的碳酸氢三钠成分转变成苏打灰，工业上采用两种不同类 型的可行的方法。它们是“倍半碳酸盐法”和“一水合物法”。

纯化粗天然碱并生产纯净苏打灰的“倍半碳酸盐法”包括一系列 步骤：将开采的粗天然碱溶解于循环的热母液中，该母液含有比碳 酸氢盐过量的正碳酸盐以同成分地溶解天然碱，从溶液中澄清分离 出不溶性渣浆，将溶液过滤，滤液通过一系列真空结晶器，在结晶 器中水被蒸发并将溶液冷却以结晶出稳定晶相的倍半碳酸钠，将母 液再循环以溶解更多的天然碱，而将倍半碳酸钠晶体在足够高的温 度下煅烧以将其转变成苏打灰。

后来开发的更直接和简化的方法是“一水合物法”，它能通过一 系列步骤得到致密的不含有机物的苏打灰：将粗天然碱在400℃到 800℃温度下煅烧以将其转化成粗碳酸钠，并通过氧化和干馏除去 有机物后，再将粗碳酸钠溶解在水中，澄清分离所得的粗碳酸钠溶 液以除去其中的浆状不溶物，然后将溶液过滤，在蒸发系统中蒸去 经澄清分离并经过滤的碳酸钠溶液的水，从富集的母液中结晶出一 水合碳酸钠，煅烧该一水合晶体而制得致密的不含有机物的苏打 灰，将从晶体分离出的母液再循环送到蒸发段。

在上述方法的粗天然碱的煅烧具有三重效果。首先，在400℃到 800℃温度下通过煅烧，除去了存在于粗天然碱中有机物质。其次， 煅烧使得存在于天然碱中的碳酸氢盐转变为碳酸钠。最后，由脱碳 酸气所得的粗碳酸钠比粗天然碱的溶解率高。溶解率的比较列于表 I中。

                  表I

          溶液中的Na2CO3百分比 时间，分钟    粗天然碱    粗碳酸钠 1             13          31.5 2             17          32.5 3             18.5        32.5 5             19          32.0

用于“倍半碳酸盐法”和“一水合盐法”中的矿是通过常规干式方 法开采的天然碱，通过开挖1500英尺(457m)左右的竖井并用矿工 和机械挖出矿石。地下开采技术是多样的，包括房柱式开采、连续开 采、长壁开采等等，依据开采深度和矿物种类来采用这些方法以提 高开采效率。但是由于开采的深度和需要使用矿工和机械在地下操 作开采矿石并输送到地面，采矿的费用就成了最终产品的生产费用 的一个重要部分。

业已试验并开发的一种开采技术以避免采用高费用的用矿工和 机械在地下开采的方法就是溶液采矿。在它的最简单的形式中，溶 液采矿是通过用溶剂如水与含钠矿如天然碱接触，将矿石溶解并形 成含有溶解的钠值的盐水。然后将盐水回收并用作原料物质以将它 加工成一种或多种钠盐。对天然碱用溶液采矿的困难是它是非同成 分溶解性复盐，它具有相对低的溶解速度，需要高温以达到最大溶 解度并产生高浓度的溶液，这是现有加工厂的高效率所要求的。而 且，溶液采矿也可能产生时时变化的各种不同浓度的盐水，必须由 加工厂来调节。盐水也可能被氯化物、硫酸盐等等类似物所污染，在 将盐水加工成含钠化学物质时难于将它们除去。

在一个改进溶液采矿的方法中，1945年10月30日授予R.D. Pike等人的美国专利2,388,009首先提出了在倍半碳酸钠生产中， 在温度高于85℃的情况下将含有过量碳酸钠的热母液用于地下循 环以形成饱和盐水溶液。在试验时，尽管采用了过高的入口温度和 承受了过量的热损失，但这个系统仍未能产生为工业应用所需要的 饱和输出盐水。

1953年1月13日授予R.D.Pike等人的另一美国专利2,625, 384号建议用水作为溶剂基本在周围环境温度下萃取在地下矿层中 的天然碱，但是在它加工成苏打灰之前，必须将此稀溶液通过加热 并溶解入额外的机械开采的天然碱使其增浓。而进入这种开采过的， 可能不再有顶棚栓并出现下沉的地区进行普通作业是太危险了，进 而证明了这种方法是不可行的。

其它有关溶液采矿的专利如1964年1月28日授予W.R.Frint 等人的美国专利3,119,655号和N.A.Caldwell等人的美国专利3, 050,290号继续提倡使用高溶剂温度以增加天然碱的溶解性，655 号专利主张用含足够量的碳酸钠的母液来增强所回收的热盐水以产 生能从中沉淀出倍半碳酸钠的溶液。

在所有这些溶液采矿的先有技术中，都企图或使用热的水性溶 剂或用添加碱值来增强回收的盐水，从而经济地生产出高浓度的溶 液以用于前述的常规的一水合物法或倍半碳酸盐法。

1965年5月18日授予A.B.Gancy等人的美国专利3,184,287 号揭示了不用热水溶液作为溶剂的另一方法。这包括用在水溶剂中 的氢氧化钠(苛性苏打)来增加溶解速率，使得在低温下就可达到高 浓度的天然碱值，并实现同成分溶解。该方法用浓度大于3％(重量) NaOH的苛性苏打溶液得到含量高于19％碳酸钠的盐水溶液，它 叮通过一水合盐法加工成苏打灰，即，蒸发得到一水合碳酸钠晶 体。1984年已将这种方法用于实践，结果输出井盐水溶液中含高达 28％的碳酸钠，可方便地将其经济地加工成苏打灰。但是，这种程 度的碳酸钠浓度要求入口溶剂要含约8％的苛性苏打。以地下溶液 采矿所需的量制备这种苛性苏打溶剂的花费是昂贵的。

1976年4月27日授予W.H.Kube的美国专利3,953,073号 指出，如果将盐水加热并在升高的温度下使其饱和，使用低碱度溶 剂(1％-3％)，就能对于每吨所需的苛性苏打而言，在输出盐水中 得到更高的苏打灰值。但是，所产生的盐水含有比采用较高浓度的 苛性苏打液时所得盐水更稀的苏打灰含量，溶液中的许多苏打灰值 (总碱度)是以碳酸氢钠的形式存在，从而使加工成苏打灰的方法 复杂化。尚未有人能阐明如何将这种半稀释的碳酸氢钠/碳酸钠混 合物能经济地转变为苏打灰。

1989年9月26日授予Dome等人的美国专利No.4,869,882 揭示了处理来自苏打灰厂的含有7％-14％“当量苏打灰”的废水以 回收苏打灰值的方法，即用石灰中和任何碳酸氢盐杂质，澄清该液 体，将该液体冷却至30℃以下同时蒸去水分以产生含有17％-24％ 苏打灰的溶液，使十水合碳酸钠结晶析出，以及回收该十水合碳酸 钠。然而，在该方法中所有的碳酸氢盐必须用石灰中和。没有揭示其 它破坏碳酸氢盐的方法。这与Dome等人的方法几乎无关，因为来自 生产一水合物工厂的废水含有相对少量的作为杂质的碳酸氢盐，该 废水流与苏打灰厂处理的主流液体相比是相对少的。Dome等人的 专利中需要用石灰直接处理所有的废水流，需要足够大的容器来用 石灰处理所有流体。 

按照水性溶剂温度每变化一度所能得到的最大溶解碱值来看， 发现当温度从0℃增加到30℃时每变化一度的溶解百分率增量最 大。超过30℃，所溶解的总碱值仍随温度而增加，但每加热一度所 得的增溶百分比大大降低。

遗憾的是，对溶解等价的碱值来说热能效率最高的温度范围， 即所说的0℃到30℃，所得的饱和溶液浓度仍然相当稀。例如，在 20℃，与固体天然碱平衡的水溶液含有溶解于其中的约17％的 Na2CO3和4％的NaHCO3。在30℃，溶液含约17.3％Na2CO3和约 4.7％NaHCO3。这表明溶剂温度的微小变化并不能显著地改变平衡 组成，因而，与使用昂贵的含氢氧化钠的溶剂的方法或将用于溶解 天然碱的溶剂加热升至高温的能耗不经济的方法相比，所得到的最 终组成要稀得多。

先前尚没有任何专利或文献揭示过能处理解决异成分溶解、低 溶解速率、稀盐水和不同盐水浓度这些问题，而又能克服高温法和/ 或向溶剂加入昂贵的添加剂的经济上的缺点的方法。

现已发现这些问题可用一种从含碳酸钠和碳酸氢钠的，最好具 有不少于约8％的总碱值的盐水中生产有价值的含钠化学品的方法 所克服，该方法包括，将盐水在100 ℃至140℃的温度下加热以蒸去 水，将碳酸氢钠转变成碳酸钠并从其中驱除二氧化碳，将所得到的 具有降低的碳酸氢钠含量的盐水与氢氧化钠水溶液反应，氢氧化钠 水溶液的量足以基本上将所有在盐水中残存的碳酸氢钠转化成碳酸 钠，氢氧化钠水溶液较好的是通过用氧化钙或氢氧化钙苛化碳酸钠 值生成，冷却经氢氧化钠处理过的盐水至25℃至5℃的温度下，沉淀 十水合碳酸钠晶体，从其母液中分离十水合碳酸钠晶体，熔化所分 离的十水合碳酸钠晶体以生成碳酸钠溶液，加热所得到的碳酸钠溶 液至高于60℃至低于110℃的温度以蒸去水分，沉淀一水合碳酸钠 晶体，从其母液中分离出一水合碳酸钠晶体，煅烧所分离的一水合 碳酸钠晶体以生产苏打灰并回收苏打灰。

在对附图的简要说明中，图1是钠离子-钙离子-二氧化碳- 水系统在各种碳酸钠浓度和温度下的相关系图。

图2为本方法较佳实施方式的示意框图。

图3为本方法另一实施方式的示意框图，其中将盐水溶液分成 两部分，一部分进入蒸发，结晶及生产回收线，而另一部分进入分离 的但平行的苛化装置。

在此所用的术语“TA”或“总碱值”表示碳酸钠和/或碳酸氢钠 在溶液中的重量百分比(后者通常用与其相当的碳酸钠含量表示)。 例如，一溶液含17重量百分比Na2CO3和4重量百分比NaHCO3， 其TA为19.5％。

本发明的方法的最大优点在于能够利用以低温的水作为溶剂进 行溶液采矿而得到的稀盐水，因为这些稀盐水可以方便地用本方法 处理。该方法也减少了用于将盐水中碳酸氢钠转变成碳酸钠时石灰 的需要量，与在未处理的盐水中转变相比该需要量减少了多达 50％。

并且，该方法适合于处理不均一的盐水，如在采用低温水进行 溶液开采天然碱时所得到的盐水，这时由于其将在后面解释的非同 成分溶解现象而会造成碳酸氢钠对碳酸钠的比值的变化。另外，本 方法能够用于含有相当大量的可溶的杂质如氯化物、硫酸盐、有机物 和硅酸盐的用溶液法开采的天然碱，这些杂质是从就地溶解某些矿 床或从用作水性溶剂的由于含有污染物而被当作废流的溶液产生 的。用该方法得到的产品包括多种含钠的盐，并且它们是以相当纯 的状态得到的，大部分的杂质留在该方法的废液中。这与迄今已知 的先有技术的方法不同，先有技术中采用含碳酸钠的各种盐的饱和 溶液，或者至少是这些盐的高浓度的溶液来作为先有技术方法的原 料，才能使这些方法在经济上可行。

当用水进行溶液开采天然碱时，天然碱是非同成分地溶解。因 而，当粗天然碱溶于水中时，倍半碳酸钠(构成天然碱矿的90％)不 会由于冷却而从溶液中结晶出来。

用水溶剂在20℃溶液开采天然碱的结果是，天然碱溶解，直到 溶液中的碳酸氢钠在20℃达到饱和。到这一点，继续将溶剂与更多 的天然碱接触，结果沉淀出碳酸氢钠，而另外的碳酸钠继续溶解直 到在溶液含约17％碳酸钠和约4％碳酸氢钠时与天然碱达到平衡。 如果水溶剂为约30℃，则过程相同，只是其最终组成略为更浓缩些， 含约17.3％碳酸钠和约4.7％碳酸氢钠。由此可看出在这些温度范 围内，溶剂温度的微小增加不会显著地改变平衡组成，因此将水溶 剂的温度升高到天然碱矿的通常温度以上，[碱矿温度一般约为 20℃到22℃(在地面下1500英尺(457m))]，从节热的角度来说是没 有意义的。

由于天然碱在水溶剂中是非同成分地溶解并达到平衡，被溶解 的天然碱表面会形成一层碳酸氢钠。碳酸氢钠层阻碍了天然碱的溶 解，但并不终止溶解，因为碳酸氢钠在水中也能溶解。当采用地温 水作为溶剂时，使溶液采矿变得复杂的原因是由于随着时间的延续， 碳酸氢盐的溶解越来越多，而天然碱的溶解越来越少，从而使得输 出的盐水的组成会随时间而改变。最终，盐水的强度将逐渐减弱， 但其程度由天然碱和所用水的相对量而定。当存在大量天然碱而水 溶剂数量有限时，天然碱-水关系趋近平衡值，最终平衡时所得盐水 将保持含有约17％碳酸钠和约4％碳酸氢钠。这发生在用水溶剂进 行溶液开采的地区含有成百万吨的天然碱，并且有许多裸露表面。 随着时间推移，可以预料输出的盐水与天然碱将难于达到平衡。然后 输出盐水组成就会变化，碳酸氢盐浓度增加和碳酸盐的浓度降低。尽 管这种现象在几年内可能不会发生，但是任何采用盐水作为原材料 的方法应当能不对主要流程或设备进行改动的情况下就能处理这种 进料母液组成的变化。这实际上就是本发明的方法所做的。上述碳 酸钠和碳酸氢钠在平衡时的浓度是基于纯溶液而言的。如果还存在 显著量(大于1％)的氯化钠和/或硫酸钠或其它盐，就会使平衡时 溶液中碳酸盐的含量降低。

为了得到用作本发明的方法中的原料溶液的盐水，采用了水或 含有少量碳酸钠和/或碳酸氢钠的水溶液作为溶液法开采天然碱矿 的溶剂。对用于溶液法开采天然碱，理想的溶剂是含低于3％碳酸钠 和/或低于3％碳酸氢钠的水溶液。溶剂的温度较好是保持在用溶液 开采的天然碱矿层的温度，大约为20℃到22℃(在地面下的深度约 为1500英尺(457m))，并且可随天然碱矿层的不同深度在15℃至 22℃之间变化。实际经验已表明用水或稀的水溶液在地温条件下进 行溶液开采，将会得到盐水的组成为约4％(重量)的碳酸氢钠和约 16％(重量)的碳酸钠，确切的组成是依随可能溶于溶剂中的其它 盐和杂质而变化。具有这种浓度范围的碳酸钠和碳酸氢钠的盐水，会 发生在当有足够的天然碱溶解，并且即使当部分或者可能是全部的 天然碱在其表面形成了碳酸氢钠层的情况下，溶剂仍能与天然碱接 触。一种最简单的确保有足够的天然碱表面以适合于溶液开采的方 法，是用机械法开采天然碱矿，然后用溶剂接触剩下的天然碱进行 溶液开采，直到碱矿被碳酸氢盐层所覆盖，这时溶液的组成将开始 改变。用于本方法的一种理想的盐水是按1991年8月27日授予W. R.Frint 等人的美国专利5,043,149所述的方法得到的。在该专利 方法中，用水溶液介质将苏打灰工厂的不溶性尾渣制成浆，并将其 泵入一个通到某个地下采空区的井中，尾渣在该处被清除，用浆料 母液来溶解开采过的区域内的剩余天然碱，然后将盐水泵到地面， 从而富集了盐水的碳酸钠和碳酸氢钠值。最理想的是，在天然碱矿 床的地温下所溶解的天然碱达到或接近饱和时取出盐水。

以上阐述的是用于本方法的理想的盐水，应当明白本方法的原 料盐水可以含有例如较少的碳酸钠和较多的碳酸氢钠，例如约9％ (重量)的碳酸钠和约5％(重量)的碳酸氢钠。事实上，本方法适于 以任何碳酸氢盐/碳酸盐的盐水作为原料，较好的是当回收时盐水 溶液的总碱值至少为8％至20％，因为处理比这更稀的盐水从经济 角度来说变得不吸引人。例如，从地下运行中回收的，已经与天然碱 矿层接触过并溶解了天然碱的开采水，可用作原料盐水，较好是当 它含有至少8％TA。如随后将会解释的，盐水中碳酸钠和碳酸氢钠 的浓度和碳酸氢盐对碳酸盐的比例不是严格的，因为本发明的方法 能够在处理步骤或处理条件没有任何实质改变的条件下，处理这各 种不同的盐水。

在第一步处理步骤中，原料盐水在约100℃到约140℃，较好是 约105℃到约125℃加热，以分解一些碳酸氢盐值至碳酸盐值，排 除得到的二氧化碳，并浓缩盐水中的钠含量。这可以一步或多步进 行，其中的浓缩和分解步骤的一种或两种操作可以在不同阶段进行。 这种操作步骤可在许多不同类型的设备中进行，但较好的是在机械 蒸气再压缩单元(MVR)中进行。由于其高效率，MVR特别受欢迎。 其操作是通过用机械驱动的压缩机压缩蒸发器上部的蒸气，并将压 缩的蒸气通过一个热交换器，在那里将热量传给穿过或在热交换器 上方通过的沸腾的盐水溶液。

当采用多步操作时，在汽提装置中碳酸氢盐值会被分解(进料液 体不浓缩)，而蒸发器进行浓缩操作并分解额外的碳酸氢盐。在这样 的配置中，预热的原料盐水被加入汽提器中，在此处该盐水被来自蒸 发器进入该汽提器的蒸汽汽提。在汽提器中，在升高的温度下的盐水 与蒸汽接触，使盐水中的碳酸氢盐值发生一定程度分解，并汽提放出 的二氧化碳。从汽提器排出的被部分汽提的盐水加入至蒸发器中，在 此处被加热以浓缩溶液并产生蒸汽，该蒸汽随后进入汽提器。如果需 要，来自蒸发器的蒸汽可以在导入汽提器之前进行压缩，以向汽提器 提供额外的热值。在汽提器中，与蒸汽接触以分解碳酸氢钠值的预热 的原料盐水保持几乎相同的盐水浓度，因为从汽提器放出的水基本 上与来自蒸发器加入至汽提器的蒸汽平衡。

在蒸发器中，由汽提器供给的热盐水被沸腾，这既浓缩了盐水， 又进一步分解了在汽提器中未分解的额外的碳酸氢盐值。由分解得 到的二氧化碳也在蒸发器中从盐水中汽提。这种将汽提器和蒸发器 连在一起的安置是最好的，因为它允许在苛化步骤中(下面将要讨 论)使用带有较低量的碳酸氢盐值的盐水，这将更减少操作中石灰的 需要量。

在下一步中，来自蒸发器的浓缩盐水用足够量的稀释的氢氧化 钠水溶液处理以基本中和在盐水中剩余的所有碳酸氢盐值。然后将 该得到的中和的盐水(它基本上是浓缩的总碱值大于原料盐水的碳 酸钠溶液)作为原料加入十水合碳酸钠结晶器，以回收十水合碳酸钠 晶体。

稀释的氢氧化钠水溶液可由任何来源供给，但较好的是用石灰， 即氧化钙，氢氧化钙，或等价的含钙盐苛化碳酸钠和/或碳酸氢钠值 得到。较好的是，这是与处理原料盐水的过程分开但平行的操作。这 可以通过将部分原料盐水，例如15％(重量)±5％(重量)的原料盐 水，与将大多数原料盐水加入蒸发器的步骤同时加入至苛化操作。这 使原料盐水分成两路，其主要部分进入蒸发器，而一小部分同时平行 加入在图3中所示的苛化回路。

当如上所述的汽提器和蒸发器一起使用时，加入苛化装置蹬最 好来源是汽提过的盐水溶液，其碳酸氢盐值已有某种程度的分解但 保持与加入汽提器的盐水相同的TA浓度。该汽提的盐水是较好的 加入苛化装置的原料，因为它比含有较多碳酸氢盐值的初始原料盐 水需要较少量的石灰进行苛化。

在苛化装置中发生的反应如下：

(I) CaO+2NaHCO3→CaCO3+Na2CO3+H2O

(II) CaO+Na2CO3+H2O→CaCO3+2NaOH

从上面的反应(II)可见，一摩尔石灰(CaO)将与加入至苛化装 置的盐水流中每一摩尔碳酸钠反应以产生二摩尔氢氧化钠。然而，因 为在通过反应(II)生成氢氧化钠之前，碳酸氢钠也需要用石灰将其 转变成碳酸钠，如上面反应(I)所示，所以加入苛化装置的盐水中的 碳酸氢盐浓度较低意味着在将所有碱转变成氢氧化钠时需要较少的 石灰用量。由于来自汽提器的经汽提的盐水含有比盐水原料低的碳 酸氢盐值，所以它成为较好的苛化器原料，因为它比初始原料盐水需 要更少量的石灰将其转变成氢氧化钠。

在该方法中，苛化反应较好的是以与蒸发和汽提盐水原料同时 但平行的步骤进行。在该方法中只使用氢氧化钠溶液来中和蒸发的 原料盐水。任何通过直接将石灰加入蒸发的和汽提的原料盐水中进 行中和的企图，都将导致生成钙水碱沉淀，这将在任何管道的内表面 形成结垢，最后堵塞管道。这是因为该蒸发的盐水原料的TA浓度通 常达到20％(重量)，如图1所示，在该浓度下如果存在石灰，这些热 溶液将使钙水碱沉淀。相反，只使用原料盐水或汽提后的盐水，[后者 的浓度与原料盐水相同，不高于20％(重量TA)]作为苛化的原料就 避免了这个问题。

苛化回路将汽提的盐水或盐水原料导入再浆化装置，它接收来 自第一级澄清器的沉降的淀渣浆。在再浆化装置中，可能含有来自苛 化反应的过量氢氧化钠值的泥浆与汽提的盐水或盐水原料混合，明 显地将其稀释。在淀渣浆中任何残余的氢氧化物值将与在这些盐水 中的任何碳酸氢盐值反应，避免损失在淀渣浆中的这些氢氧化物值。 然后再浆化的淀渣浆和稀释的盐水原料与加入的洗涤水一起加入第 二级澄清器，以从稀释盐水溶液中沉降淀渣。分离来自第二级澄清器 的淀渣，将其清除或煅烧并再循环成CaO，而稀释的盐水溶液进入 消和器—苛化器并与石灰反应。对于优化石灰的使用效率，重要的是 这些反应(前面反应I和II所示)是用TA不高于15％TA的稀释溶 液进行。这是为了避免得到涂覆在石灰颗粒周围的CaCO3，阻止 Ca-CO3涂覆颗粒内的剩余石灰完全反应。如果将未稀释的盐水溶液，例 如TA为18％，在消和器—苛化器中直接与石灰接触将会发生这种 情况。

然后使在消和器-苛化器中所生成的浆料进入第一级澄清器以 从氢氧化钠溶液中分离淀渣。分离澄清的氢氧化钠溶液，并送入中和 器步骤，而沉降的淀渣送入淀渣再浆化步骤用于与另外的盐水原料 混合以重复该苛化循环。该四步循环回路确保石灰在苛化期间的妥 善使用，并且避免了在从澄清的氢氧化物溶液中分离的淀渣中的任 何氢氧化物值的明显损失。

整个四步循环回路是在升高的温度(70℃至100℃)下进行的。 这能更好地使用石灰，因为苛化反应在此升高的温度下更有效地进 行，且促使滤泥更好地沉降。另外，该反应是放热的，有利于将溶液保 持在升高的温度下。最终的苛化水溶液回收时也是热的，且是一种浓 度为6至12％(重量NaOH)的氢氧化钠稀释溶液(典型的为8％)。

在本方法的下一步操作中，该步骤为中和步骤，浓缩的和部分除 去二氧化碳的盐水(总的碱水平已达到24％至30％TA)与在苛化回 路中产生的足够量的热的稀释的苛性物一起进入中和器步骤。进入 中和步骤的浓缩的盐水流与来自苛化回路的足够量的苛性水溶液接 触，以基本上将所有碳酸氢盐值转变成碳酸盐。术语“中和”或“中和 步骤”是指碳酸氢钠通过与氢氧化钠的反应转化为碳酸钠。

理想的是所加入的苛性溶液的量足以基本上中和所有碳酸氢盐 值并将它们转变成碳酸钠值，因为在该方法的下一步骤中不希望存 在碳酸氢盐值。少量的碳酸氢盐(数量级小于0.5％(重量))是允许 的。加入至浓缩的盐水流中的稀释的苛性物也稀释了盐水流，因为除 了加入了氢氧化钠之外也加入了相当多数量的水。

所得到的从中和步骤流出的液流，其浓度为20％至30％总碱 量，典型的TA为25％。从中和步骤流出的液流(温度为90℃至 100℃)最好进行过滤并与冷盐水进行热交换，使温度达到70℃至 90℃，并导入十水合碳酸钠结晶器。在该结晶器中，通过蒸发冷却和 在蒸发步骤中除去水分而生成+水合碳酸钠晶体并从液体中分离。 在实际操作中，使用两个串接的+水合碳酸钠结晶器，以平衡从每个 结晶器回收浆料的量，从而避免增加从任一结晶器回收的浆料中固 体的百分数。第一结晶器在15℃至25℃的温度下运行以结晶第一批 晶体。然后将从结晶器排出的浆料送入第一离心机，在此洗涤该浆料 以去除在十水合物晶体表面残存的杂质。然后将来自第一离心机的 洗涤液和母液送入第二个十水合碳酸钠结晶器(运行温度低于第一 个结晶器)。同样，通过蒸发冷却第二结晶器使温度达到5℃至15℃， 回收第二批十水合碳酸钠晶体。来自该结晶器的晶体浆料进入第二 离心机，在此进行洗涤，并排放掉所有或部分母液和洗涤液。

如此回收的十水合碳酸钠晶体可以通过加入少量水并加热至 30℃以上熔化，产生一种30％(重量)碳酸钠的纯的溶液。该晶体或 溶液可用作生产含钠化合物(例如磷酸钠)的原料，或者特别是用于 通过与石灰反应制造苛性苏打。另外，通过熔化晶体生成的溶液还可 碳酸化生成碳酸氢钠或倍半碳酸钠晶体，这些晶体可分离并回收作 为产品。

如果所需产品是固体苏打灰，可将30％的碳酸钠溶液进一步 蒸发，温度在约60℃以上但低于约110℃，以形成一水合碳酸钠晶 体，或者温度在110℃以上形成无水碳酸钠晶体。如果在一水合碳 酸钠蒸发器的进料中有任何有害量的碳酸氢钠值，那么用少量稀的 苛性苏打就可容易地将它们转变为碳酸钠。通常将一水合晶体干燥 得到致密的苏打灰。十水合碳酸钠晶体也可通过在低温下缓和地干 燥晶体，但不使它熔化，而生产特殊规格的低密度苏打灰，但它比 一水合物路线困难，后者在工业实践中更常见。

典型地，将由熔化十水合碳酸钠晶体而得到的30％的碳酸钠 溶液送至一水合物蒸发器/结晶器中，在那儿溶液被用适当的多效 蒸发器或更好是用能使溶液蒸发并结晶出一水合碳酸钠的蒸气再压 缩蒸发器加热至约100℃。将一水合晶体浆料从一水合物蒸发器结 晶器移出并送入离心机，在离心机中将晶体从其母液中分离。将母 液返回一水合物蒸发器结晶器，而晶体则送入干燥器，例如流化床 干燥器，并在115℃至160℃的温度下加热直到转变成苏打灰。一些 从离心机返回一水合物蒸发器结晶器的母液可排放掉，以控制杂质 的含量，或者较好的是将这种一水合物母液与中和的浓缩的盐水混 合并将混合物加入至十水合碳酸钠结晶器。这就可以以十水合晶体 的形式回收一水合物母液净化流中的碳酸钠值，而且由于来自十水 合碳酸钠结晶器的母液的净化流中的杂质更浓集，所以损失的碳酸 钠值较少。

熔化十水合物晶体得到的30％碳酸钠溶液相当纯净没有杂质， 当使用它通过一水合碳酸钠路线生产苏打灰时，得到最终的苏打灰 质量与现有的通过常规一水合物方法生产的苏打灰质量可相比。但 是，如果需要特别高纯度的苏打灰，可以将从离心机返回到蒸发器 的液流以较高比率排放掉一水合结晶器的母液。这就使母液中的杂 质含量保持在非常低的水平，并且这种清洗液可送到十水合物结晶 步骤以使系统不会有额外的碱损失。

现在参阅附图。图1是钠离子—钙离子—二氧化碳—水体系的 相关系图。其中，图的横轴是碳酸钠的百分数而纵轴是系统的温度。

正如很容易被观察到的那样，一旦碳酸钠浓度超过20％，温度 达到40℃及40℃以上，钙水碱(Na2CO3·CaCO3·2H2O)将从溶液 中沉淀出来。因为这才是在此温度及碳酸钠浓度下的稳定相。钙水 碱是一种可在设备的任何管道及其相连反应器的内表面以垢层或是 粘稠附着物的形式沉淀的固体。如果不防止钙水碱沉淀，它的垢层将 不断积聚直至将管道封闭而堵塞该物料的传送。澄清操作也将变得 困难得多。此外，由于钙水碱是含碳酸钠的二盐，它的沉淀表示了 TA的严重损失和工作效率的降低。相对于每吨碳酸钙损失一吨以 上的碳酸钠。而且，钙水碱的形成阻止了通过在石灰窑窑中煅烧碳酸 钙淀渣而进行的石灰再循环。高浓度的钠可以起助熔剂的作用而在 石灰窑内形成环，以及对炉衬造成碱蚀。这将导致明显较高的维修时 间和较少的流通时间，由此提高操作费用。由于以上原因，不能向浓 度超过20％TA的浓缩盐水进料中加石灰来将其中的碳酸氢钠转化 为碳酸钠。与此不同，在本申请者的方法中，部分原料盐水流，最好是 去除了其中一些二氧化碳的，被用石灰苛化以形成氢氧化钠，并且只 使用这些氢氧化钠来中和浓缩过的而且部分分解了的盐水，从而防 止钙水碱形成。

图2是代表了实施本方法的优选形式的方框图。下文将对其进 行详细论述。

图3也是实施本方法的方框图，其与图2所示过程的区别仅在 于盐水原料的处理方法不同。图3中，从盐水料中分出85％(重量百 分比)为主要部分装入蒸发器中，剩余的15％进入分开的但是平行 的苛化回路。在这种实施方法中，只使用一个蒸发器来分解盐水中的 部分碳酸氢盐并将其浓缩。其余的盐水料进入苛化回路的淀渣再浆 化部分，在其中将盐水中的碳酸钠苛化为氢氧化钠，并用所得的氢氧 化钠溶液来中和来自蒸发器的浓缩盐水。

这与图2所示的方法形成对照，图2中使用了蒸发器和汽提器， 而且其中进入苛化回路的是来自汽提器的部分汽提后溶液。优选的 是图2所示的加料方式，因为汽提后进入苛化回的盐水中的碳酸氢 盐浓度比图3中的普通盐水进料中的低，所以使用的石灰比图3所 示的方法少。

参见图2，盐水料1通过管2进入CO2汽提器2A。该盐水最好 是在天然碱矿层温度下(一般为20℃-22℃)由溶液开采法取自天 然碱矿层(约在地面以下1500英尺(457m))。当然，经过较高温度溶 液开采的盐水也是可用的，但它不利于热的高利用率。在天然碱矿层 温度下将天然碱溶解而成的盐水组合通常含4％-5％(重量百分 比)的碳酸氢钠和13％-16％的碳酸钠，典型的料中含有约4.5％的 碳酸氢钠和14％的碳酸钠。优选含碱量约为8％-20％的盐水。一 种极好的盐水是与足量天然碱接触后具有至少8％的TA值的矿井 水，它是由地下回收而且通常在天然碱矿层温度含有饱和的天然碱。

由管2进入汽提器2A的盐水原料通常在进入汽提器前已经过 一个换热器(未示)而被预热。在进入汽提器2A前还可以通过过滤 从盐水料中去除由溶液开采这一步带来的任何不溶物质。也可以对 后文将述的中和后溶液进行一步过滤。汽提器2A中的盐水与由管7 引自蒸发器6A的蒸汽接触。为了分解盐水中的部分碳酸氢钠，将汽 提器2A中盐水的温度维持于约100℃-140℃，以105℃-125℃为 佳。由盐水中碳酸氢钠分解产生的CO2和部分水汽一起由管3从汽 提器2A中排出。但是，由于管3排出和由管7引入的水蒸汽大致相 等，汽提器2A中盐水的TA浓度变化极小。汽提器可以是任何充填 式或其它设计的柱式汽提器，可令蒸汽与盐水溶液逆流接触。回收自 汽提器2A的盐水溶液的TA浓度无甚变化而碳酸氢盐值被降低， 该溶液由管4排出。

在此，将汽提后的盐水分流成两股。重量百分比10％-20％的 一股通过管5进入与本方法的其余部分平行的苛化步骤。物流5进 入作为苛化回路原料入口的淀渣再浆化段12A。物流4的80％- 90％(重量百分比)通过管6进入运行于100℃-140℃的蒸发器 6A。在蒸发器6A中，汽提后的盐水被蒸发浓缩，而且蒸发器中的热 量进一步分解盐水中的碳酸氢钠。蒸出的水和碳酸氢盐分解放出的 CO2由管7送入汽提器2A。蒸发器6A根据需要可以是包括使用 MVR单元或是多效的降膜式和强制环流式在内的任何可购类型。 此外，如果需要，来自蒸发器6A的蒸汽可在进入汽提器前进行压缩 从而向汽提器提供更多的热量。然后如此浓缩过的碳酸氢钠值降低 了的盐水通过管8进入中和器8A。

可能需要一步过滤来去除盐水中由溶液开采带来的任何不溶 物。这一步过滤可以对进入汽提器前的盐水原料进行，也可以对蒸发 步骤完成后所得的蒸发后溶液进行。如果可能，最好过滤蒸发后的盐 水，因为与天然碱有关的主要杂质是单羧酸和二羧酸之类溶于碱性 溶液的有机物。如果这些有机物成分在进料溶液中超过一定浓度，实 际上也正是这种情况，溶液的蒸发和浓缩将导致这些有机物超过它 们的溶解度上限，有些将会沉淀。通过过滤蒸发后的浓缩液而不是进 料盐水，可一次过滤去除该溶液中沉淀出的有机杂质和进料盐水中 的任何不溶物。当加料盐水中不溶物的重量百分比少于0.5％时情 况更是如此，因为少量不溶物可由小型过滤单元方便地处理。较大量 的不溶物可能需要一步对进料盐水的初滤来去除大量的不溶物。

如上所论述的，进行过滤的最好时机是蒸发后溶液被中和之后。 这样，不仅滤去了盐水进料中的不溶物，而且滤除了由苛化回路引入 的苛性苏打之类的由其它物流引入系统的不溶物。

根据管8中蒸发后盐水中有机杂质的类型和含量，可能还需要 对其进行处理以去除这些杂质。如果需要，最方便的实施方法是：将 盐水通过一个由活性炭，木炭或与之相当的吸附物质构成的床层，床 层在盐水流过时选择性地吸附其中的有机物，从而降低其中的有机 物浓度。

在中和器8A中，来自蒸发器6A的100℃-140℃左右的物流8 被来自管14的足量的6-12％(重量)的NaOH苛性溶液处理，从而 基本上将盐水中的剩余碳酸氢钠全部转化为碳酸钠。自中和器中流 出的液体20可与较低温的工作物流进行热交换。本方法中此步中和 所需的氢氧化钠量明显减少，因为汽提器2A与蒸发器6A的结合将 盐水中约40％-50％的碳酸氢钠转化成了碳酸钠。盐水原料中碳酸 氢钠浓度的这一初步降低意味着只需较少的氢氧化钠溶液来和经汽 提和蒸发的盐水进料进行反应和中和它。经中和器8A中和后的溶 液已基本上是碳酸钠水溶液，该溶液由管20流出后进入合并的原料 罐20A，在此与来自管45的循环的一水合碳酸钠母液混合。然后罐 20A中合并的碳酸钠溶液由管21排出后进入十水合碳酸钠结晶器 21A。

现在再回到分开但是平行运行的苛化回路，来自管5的汽提后 盐水溶液进入淀渣再浆化单元12A。这就是一个带混合器的大罐，可 使由管5进入的、碳酸氢盐含量一般比原料盐水2低的溶液与由管 12进入的来自第一澄清器13A的淀渣混合。再浆化器12A中的这 一步再浆化的操作温度约为70℃-100℃。在再浆化单元12或，含 有苛化反应后剩余氢氧化钠的淀渣与汽提后的盐水混合以充分稀释 并中和掉淀渣中所有氢氧化钠。淀渣中所有的这些氢氧化钠会与由 管5引入的碳酸氢钠迅速反应形成碳酸钠。再浆化的淀渣和稀释盐 水的混合物由管16进入约在70℃-100℃操作的第二级澄清器 16A，从而从稀释盐水中沉降淀渣。废淀渣由管18弃去，其中基本不 含氢氧化钠。稀释所需的水是由管17引入第二澄清器16A的。

澄清溶液由管19自第二澄清器16A流出后进入消和器-苛化 器19A，在此由管9加入石灰并与来自管19的溶液混合。引入消和 器-苛化器的管19中的溶液通常含8％-14％的碳酸钠及很少的碳 酸氢钠或氢氧化钠。消和器-苛化器19A的操作温度非常高，因为高 温可提高石灰的苛化效率。通常，所用温度约为80℃-100℃。

消和所用溶液TA的重量含量不超过20％以避免钙水碱沉淀 的可能，这一点十分重要。这可以方便地通过控制进入苛化循环的盐 水浓度以及再浆化器12A和第二澄清器16A中使用足量的水以将 管19中的物料稀释至合适浓度来调节。对进入苛化器的盐水溶液进 行稀释的另一目的，是为了提高石灰与盐水溶液的反应效率。当所用 溶液的浓度不超过15％TA时，可避免在石灰颗粒外形成碳酸钙覆 盖层而阻止了被覆盖颗粒内的石灰与盐水溶液中碳酸盐和碳酸氢盐 完全反应。

在消和器-化器19A或形成的浆料然后由管11进入第一澄 清器13A来从氢氧化钠溶液中分离出淀渣。澄清后的氢氧化钠溶液 以其稀释液的形式由管13流出澄清器13A，其氢氧化钠浓度约为 6％-12％(重量)，典型的是8％。然后，来自管13的氢氧化钠稀释 液由管14进入中和器8A。过量氢氧化钠溶液由管15排出，或储存 起来或浓缩成商品。在澄清器13A中分离出的淀渣排出后由管12 送入淀渣再浆化段12A与由管5进入的汽提后盐水原料混合。

全部四步循环式苛化系统在约70℃-100℃的高温下进行。如 此高温可提高石灰的利用率，因为苛化反应在高温下具有更高的效 率。此外，苛化反应是放热的，这有利于将溶液维持于高温。

来自管20的中和后的盐水流与通过管45来自单水合碳酸钠结 晶器的循环母液(下文将述)合并，由管21流出合并原料罐20A时 的温度约为90℃-110℃。然后用换热装置(未示)将其冷却至 70℃-90℃，并将其引入以21A标示的两个十水合碳酸钠结晶器中 的第一个。自管21进入结晶器21A的物流中碳酸钠浓度一般约为 20％-30％，只有微量的，不超过1/2％的碳酸氢钠。结晶器21A中， 通过蒸发冷却溶液来形成十水合碳酸钠晶体，同时由管22排走水 汽。优选蒸发冷却是因为它既浓缩了结晶器中的溶液，同时蒸发又冷 却了溶液以结晶出十水合碳酸钠。在结晶器21A中形成的晶体浆料 由管24进入初离心机24A以从母液中分离出十水合晶体。在离心 机24A中由十水合晶体分离出的母液通过管26送入第二个十水合 晶体结晶器26A。离心机24A中的晶体用来自管25的水洗涤。这一 步的目的是为了通过洗涤十水合碳酸钠晶体去除残留于晶体上的母 液中所含的杂质，来更好地除去晶体中的杂质。这保证了获取高纯度 晶体。

在第二结晶器26A，来自管26的母液被进一步冷却至比在结晶 器24A中更低的温度，从而再结晶出一批十水合碳酸钠晶体。为收 获第二批晶体，结晶器26A一般约在5℃-15℃的温度下操作。与 21A一样，该结晶器采用蒸发结晶，水汽由管28排除。由结晶器26A 排出的浆料通过管30进入第二离心机30A，在此从十水合碳酸钠晶 体中分离母液并将母液由管32排出。在一个需要进一步处理十水合 物母液的连续过程中，该液体的全部或部分将被作为清洗液弃去，而 留存部分由管34进行循环，例如进入苛化回路。或者，如果总碱值太 低，来自管34的母液的留存部分可循环使用作为溶液开采中的入口 溶剂以提高TA值。另一个方法是将十水合物母液碳酸化，在冷却时 回收碳酸氢钠或倍半碳酸钠晶体并弃去母液。

由管27回收自管心机24A和由管35回收自第二离心机30A 的十水合钠盐晶体被一同加入十水合盐溶解器35A。在溶解器35A 中，加入少量的水并加热至30℃以上熔化十水合碳酸钠晶体，以形 成约28％-31％(重量)的纯碳酸钠溶液。如果需要，部分十水合碳 酸钠晶体本身或是十水合物溶解器35A中的溶液可被用作生产磷 酸钠之类的含钠化学品的原料，或者最值得注意的是作为与石灰反 应生产苛性苏打的原料。

当所需终产物是苏打灰时，可根据需要用来自管36的少量苛性 苏打处理溶解器35A中的碳酸钠溶液，以去除可能存在的残余碳酸 氢钠，后者不利于后继的单水合碳酸钠结晶步骤。高度浓缩的碳酸钠 溶液由管38自溶解器35A排出并送入单水合盐蒸发器/结晶器 38A，在此，使用多效蒸器或使用蒸汽再压缩蒸发器(更好)将溶液加 热至60℃以上到110℃以下的某个温度，由此进行溶液的蒸发和单 水合碳酸钠的结晶，单水合晶体浆料由管41从单水合盐蒸发器/结 晶器36A中排出，并送入离心机41A，在此从母液中分离出晶体。用 由管42进入的水洗涤晶体并将洗后晶体由管44排出并送往干燥 器，最好是流化床44A。晶体在维持于约115℃-160℃的流化床 44A中被加热脱去单水合碳酸钠中的水份，以形成凡管47排出的苏 打灰产物。流化床44A中蒸出的水由管46排除。来自离心机41A的 部分母液被返还(通过未示出的装置)至单水合盐蒸发器/结晶器 38A。可弃去部分该循环母液以控制杂质含量。最好，该单水合盐母 液由管45循环至十水合碳酸钠结晶器的合并原料罐21A与来自管 20的中和后盐水混合，作为进入十水合碳酸钠结晶器21A的原料。 这可以以十水合晶体的形式回收单水合盐纯洁液排放物流中的碳酸 钠。而且因为来自十水合结晶器30A的母液排放流33中的杂质浓 度比单水合物的母液中高，所以排除的碳酸钠值较少。

通过溶解器35A中熔解十水合晶体而形成的碳酸钠浓缩溶液 比较纯而且不含杂质，当通过图2所示的单水合碳酸钠途径生成苏 打灰时，其终产品的质量可与由常规单水合盐方法制备的苏打灰相 比较。但是，如果需要极高纯度的苏打灰，可从将母液由离心机41A 返行至结晶器/蒸发器38A的物流中排放掉更多的单水合结晶器母 液。这样可保持排出流中极低的杂质含量，而该物流可再由管45通 过合并的原料罐20A送至十水合结晶器，由引系统无附加的碱损 失。来自管45的单水合母液中的杂质被浓集于十水合结晶器的母液 中在离心机30A中被分离，最终由管33排除。

在离心机30或由十水合晶体中分离的并由管33排除的母液一 般被作为废物排除。但是，为了优化节约该物流中的碱值及回收其中 的水，该母液的一部分可由管34(未示)循环入苛化回路最好是通入 澄清器16A，同时弃去其余母液，以保证排除物流中的杂质，并防止 系统中杂质含量的上升。也可以将该物流碳酸化，以碳酸氢钠或倍碳 酸钠晶体的形式回收其中的剩余碱值。或者，由管33排除的液体可 被用作溶液法开采天然碱中的部分溶剂，从而提高其总碱值而且利 于向本方法提供盐水原料。是否必须在将剩余母液用于溶液开采前 弃去部分母液，取决于其中的杂质含量。通常，盐水原料中的杂质浓 缩在来自结晶器30A的母液中，必须采取措施以清除这些废物。

本方法比那些现有方法具有许多优点。优点如下：

a.本方法使石灰的需要量与处理通常盐水以中和所有碳酸氢钠 值而不进行预先蒸发和/或汽提步骤的方法相比减少至少40％至 50％之多。这使基本原料明显减少以及使处理过程非常经济地运行。

b.本方法可以利用那些就地使用环境温度的水作为溶剂进行 溶液开采的天然碱作为进料，尽管事实上这些溶液不含常用方法例 如一水合物法通常所需并采用的高浓度的总碱值。当然低温水性溶 剂是最理想的，因为它降低了溶液采矿的能量需求。

c.溶液开采天然碱的碱值可转变成多种产品，即十水合碳酸钠 晶体、纯净的30％(重量)的碳酸钠溶液、一水合碳酸钠晶体、无水碳 酸钠晶体、碳酸氢钠、倍半碳酸钠、苛性苏打以及最后是苏打灰晶体。 结晶产品作为最终销售产品有其各自的用途和优点，而碳酸钠溶液 则是制造其它含钠化学品如氢氧化钠和磷酸钠的有用原料。

d.本方法可令工厂生产不同的产物母体晶体，从而可容易地生 产各种不同等级的苏打灰。例如，很低密度的苏打灰可直接由低温 干燥十水合晶体得到。高密度苏打灰可从一水合碳酸钠得到。很高 纯度的苏打灰也可从本方法的一水合物结晶步骤得到而没有额外的 碱损失。

e.本方法可以回收通常所认为的废流，它不含足够的碱值或含 有用常规技术加工所不能接受的杂质。这些废流可用作溶液开采阶 段的溶剂以带来额外的碱值，并可用作本方法的进料盐水。十水合碳 酸钠的结晶作用使得可以回收高纯度的晶体，而将大部分杂质浓缩 于最终的母液中。这方便了处理，因为杂质被浓缩了，而浓缩的废 溶液比稀的易于处理。

                   实施例1

按图2所述的方法，下面是用于每小时生产100k lbs (45360kg/h)苏打灰产品工厂的物料平衡。

所用单位为每小时千磅(k bls/h)(kg/h)或每分钟加仑(gpm)。

将由水和地下天然碱矿层接触得到的20℃并且具有表2中所 列组成的盐水，以1187gpm(709.35k lbs/h)(321761kg/h)的速度加 入温度为105℃的汽提器2A。在汽提器中，从管道3排出3.9k lbs/ h(1769kg/h)CO2和251k lbs/h(113854kg/h)的蒸汽，并将其压缩 蒸发器6A供热。从汽提器排出的液体通过管道4以709k lbs/h (321602kg/h)的量排出。该液体分成两股液流，70k lbs/h(31752kg/ h)在通过管道5进入苛化回路中的淀渣再浆化器15A，剩余的640k lbs/h(290304kg/h)通过管道6进入蒸发器6A，蒸发器温度为 115℃。在蒸发器6A中，产生1.7k lbs/h(771kg/h)CO2和255k lbs/h(115668kg/h)H2O，并通过管道7进入汽提器2A，以向汽提器 2A供给蒸汽。蒸发器排出液流8(总量为383k lbs/h(173729kg/h)) 送入中和器8A。

管道5中经汽提的盐水与淀渣再浆化器12A中的淀渣混合，通 过管道16进入澄清器16A，澄清的液体通过管道19进入消和器- 苛化器19A，在消和器-化器19A中与6.4klbs/h(2903kg/h)石 灰反应以产生8％(重量)苛性苏打溶液，该溶液通过管道11进入澄 清器13A澄清。来自澄清器13A的淀渣通过管道12送入再浆化器 12A，而澄清的含有约8％NaOH的苛性苏打溶液通过管道13送入 中和器8A。管道20中的中和的液流(其量为470klbs/h(213192kg/ h))送入合并的十水合物原料容器20A，在此它与48k lbs/h (21773kg/h)的来自管道45的再循环一水合物母液混合。该来自容 器20A的基本上为碳酸钠的溶液以519k lbs/h(235418kg/h)的量 流经管道21并送入第一结晶器21A，在此该液流发生蒸发冷却。水 蒸气以29klbs/h(13154kg/h)的量蒸发及冷凝，而十水合碳酸钠晶 体在结晶器21A中24℃温度下生成。晶体浆料通过管道24排出并 在离心机24A中分离，产生210klbs/h(95256kg/h)十水合物晶体， 洗涤之后，通过管道27排出，314klbs/h(142430kg/h)十水合物母 液通过管道26排出并加入第二十水合物结晶器26A。水蒸气以 15klbs/h(6804kg/h)的量从结晶器26A中蒸发，通过管道28去除 并冷凝，而在结晶器26A中13℃的温度下生成额外的十水合碳酸钠 晶体。晶体浆料通过管道30排出，并在离心机30A中分离成 132klbs/h(59875kg/h)十水合物晶体。洗涤之后，通过管道35排 出，189klbs/h(85730kg/h)母液通过管道32排出并通过管道33排 放。两种十水合物晶体浆料流27和35以341klbs/h(154677kg/h) 十水合碳酸钠的总量加入十水合物溶解器容器35A，在此通过管道 37加入33klbs/h(14969kg/h)的水，并在50℃的温度下溶解晶体以 产生30％(重量)的碳酸钠水溶液。不需通过管道36加入苛性苏打， 因为在溶解器35A中的溶液里基本上不存在碳酸氢盐值。从十水合 物溶解器中在50℃的温度下排出碳酸钠溶液(其量为374klbs/h (169646kg/h))并通过管道38加入至一水合碳酸钠结晶器38A中。 如果需要，也可使用部分30％碳酸钠溶液以产生磷酸钠，但在本实 施例中全部加入一水合碳酸钠结晶器38A中。约228klbs/h (103421kg/h)的水从结晶器38A中蒸发，通过管道39排出并冷凝。 一水合碳酸钠晶体被沉淀并产生146klbs/h(66226kg/h)的一水合 物晶体浆料，通过管道41送入离心机41A以从其母液中分离晶体。 该一水合物母液与洗涤液一起以48klbs/h(21773kg/h)的流率通过 管道45再循环至合并的十水合物原料容器20A。用来自管道42的 水洗涤之后，该晶体通过管道44进入加热的流化床，在此在床温 140℃下煅烧，去除27klbs/h(12247kg/h)的水分，生成100klbs/h (45360kg/h)的苏打灰。这构成了每年生产约390ktons(353m.ton) 的苏打灰产量。

实施例1的各种操作流体的物料平衡列于表Ⅱ，为了简化流程 图，其中不包括添加剂例如消泡剂、结晶生长调节剂或其它添加剂， 或者节约热量所需的热交换器，因为它们属于该领域技术人员已知 的知识范围。

已经描述了许多对本方法的改进，其它对基本方法的改进也可 进行以优化结果。连续或间歇操作，以及其它改变也可采用，这些 均不脱离本发明的要旨和范围。

                                        表I                                       温度         Na2CO3        NaHCO3          NaCl

               I.D.     kg/h        ℃      kg/h      Wt     kg/h     Wt     kg/h    Wt

                                                      ％              ％             ％ 原料盐水            2       321843      20      4504 3   14.0    14470    4.5    2894    0.9 汽提器蒸汽          3       115668      105     -        -       -        -      -       - 汽提器排出物        4       321748      105     47401    14.74    14470   3.33   2894    0.9 排出至苛化器        5       31593       105     -        -        -       -      - 排出至蒸发器        6       290150      105     -        -        -       -      - 蒸发器排出气体      7       116439      115     -        -        -       - 蒸发器排出物        8       173683      115     44657    25.71    6654    3.83   2613    1.50 澄清的苛化溶液      13      39631       90      558      1.4      0       0      231     0.64 十水合物原料        21      235282      80      59195    25.2     0       0      2903    1.23 十水合物晶体        27      95029       24      30845    32.5     0       0      21      0.02 第一十水合母液      26      142589      24      28350    19.9     0       0      2885    2.02 第二十水合晶体      35      59739       13      20076    33.6     0       0      21      0.04 第二十水合母液      32      85504       13      8324     9.7      0       0      2862    3.35 一水合物结晶器原料  38      169823      50      50930    30       0       0      42      0.02 一水合物浆料        41

    晶体                55702       100     47628   85.5      0       0      -       -

    溶液                10691       100     3293    30.8      0       0      42      0.39 苏打灰              47      45360       -       45351   100       0       0      2       0.0038

                         表  I(续)

                                 温度   Na2SO4          H2O

                 I.D.    kg/h     ℃     kg/h     Wt      kg/h    Wt ％                                                    ％              ％ 原料盐水             2      321843     20    1288     0.4    258049   80.2 汽提器蒸             3      115668    105    -        -      113899   98.5 汽提器排出物         4      321748    105    1284     0.4    259414   80.6 排出至苛化器         5      31593     105    -        -      -        - 排出至蒸发器         6      290150    105    -        -      -        - 蒸发器排出气体       7      116439    115    -        -      11566 3  99.3 蒸发器排出物         8      173683    115    1161     0.67   118607   68.3 澄清的苛化溶液      13      39631     90      113     0.29   35 517   89.7 十水合物原料        21      235282    80     1447     0.62    171733  73.0 十水合物晶体        27      95029     24       93     0.10    64071   67.4 第一十水合母液      26      142589    24     1352     0.95    110111  77.2 第二十水合晶体      35      59739     13       87     0.15    39563   66.2 第二十水合母液      32      85504     13     1266     1.48    73175   85 6 一水合物结晶器原料  38      169823    50      181     0.11    118662  69.9 一水合物浆料        41

晶体                    55702    100      -       -       8088    14.5

溶液                    10691    100      181    1.69     7171    67.1 苏打灰              47      45360    -          7    0.0147   0       0