CN104609621A - 一种高盐废水的处理方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开一种高盐废水的处理方法。该方法首先采用膜蒸馏技术浓缩处理高盐废水,之后将膜蒸馏浓水作为正渗透的驱动液,通过正渗透进料液侧原水的不断浓缩来稀释膜蒸馏浓水,当膜蒸馏浓水稀释到特定浓度时,则返回到膜蒸馏单元继续浓缩处理。以此循环,在高盐废水深度浓缩的同时,最大程度的回收了高盐废水和正渗透原水中的水资源。本发明方法不仅可以处理高盐废水,还可以同时浓缩处理河水、苦咸水、海水、地表水、市政污水、石化废水、垃圾渗滤液以及含药物、蛋白质等的溶液。过程中不需要外加压力或外压压力很小,方法简单易行,容易操作,相对于多效蒸发而言,运行费用低。

Description

一种高盐废水的处理方法
技术领域
[0001] 本发明涉及一种利用膜分离技术处理高盐废水的方法,更具体地说,涉及一种正渗透耦合膜蒸馏技术处理高盐废水的方法,属于工业废水处理领域。
背景技术
[0002] 近年来,随着膜法污水处理回用装置的广泛应用,石化企业产生的高盐废水尤其是反渗透浓水成为一个处理难题,该股废水既不能排放也不能回用,给各企业带来极大的困扰。
[0003] 膜蒸馏(MD)由于能够脱除更高浓度的盐分以及更高的脱盐率而逐渐受到各国专家重视并展开了广泛研究,它可以算是迄今为止脱盐效率最高的膜技术。膜蒸馏是上世纪80年代为海水脱盐而研发的疏水膜技术,它是采用微孔疏水膜,以膜两侧蒸汽压差为驱动力的一种新型膜分离过程。膜蒸馏所用的膜为不被待处理溶液润湿的疏水微孔膜,即只有蒸汽能够进入膜孔,液体不能透过膜孔。膜蒸馏的优势主要是:产水水质好,脱盐率高(98%以上),水回收率高,可利用工业废热。和多效蒸发相比:膜蒸馏可以低温操作,产水水质更好,蒸馏效率更高,不存在蒸发塔的结垢和腐蚀问题,设备造价也比常规蒸馏塔低;和反渗透相比:膜蒸馏可常压运行,对预处理要求低,可处理反渗透不能处理的高盐废水,水回收率更高。
[0004] 正渗透(FO)是一种依靠渗透压驱动的膜分离过程,即水通过选择性半透膜从较高水化学势区域(低渗透压侧)自发地扩散到较低水化学势区域(高渗透压侧)的过程。正渗透过程的驱动力是驱动液与原料液的渗透压差,不需要外加压力作为驱动力。和反渗透过程相比,正渗透具有如下优点:膜污染较轻,无需外加压力,能耗低,回收率高,浓水排放量少,污染小,环境友好。
[0005] 正渗透过程实现的关键是需要一种高通量可循环使用的驱动液,而膜蒸馏浓水由于含盐量高,渗透压高,完全可以满足正渗透过程的需要。因此,如果将膜蒸馏和正渗透结合起来处理高盐废水,对其进行二次利用,将膜蒸馏浓水作为正渗透过程的驱动液,不仅解决了正渗透过程所需驱动液的问题,同时也解决了膜蒸馏浓水的处理问题,并且通过正渗透过程可以处理一些其他方法难处理的废水或溶液,两种技术的耦合可以最大限度的降低废水的排放量,具有重要环境意义。
[0006] 中国专利201010210971涉及了一种烯烃聚合催化剂生产废水生化出水的深度处理回用方法,该方法采用“超滤+反渗透+膜蒸馏”的耦合工艺流程。采用该工艺流程,实现了烯烃聚合催化剂生产废水生化出水的深度处理回用,经过该工艺流程处理后的烯烃聚合催化剂生产废水的生化出水,反渗透和膜蒸馏产水可满足工艺用水要求,解决了烯烃聚合催化剂生产废水生化出水的回用问题,实现了高盐废水的深度处理回用。但是,本专利对于膜蒸馏的浓水问题并没有给出处理方法,给生态环境带来了新的困扰。中国专利CN102745776A涉及一种正渗透耦合反渗透处理反渗透浓排水的方法及装置,该方法及装置通过将反渗透浓排水作为正渗透过程的驱动液,有效解决了反渗透浓排水的处理问题。中国专利CN202576114也涉及了一种正渗透耦合反渗透处理垃圾渗滤液的处理装置,该装置能对垃圾渗滤液进行有效处理。上述两个专利均是采用正渗透耦合反渗透技术来处理废水或溶液,均是采用反渗透浓水作为正渗透过程的驱动液。
发明内容
[0007] 针对现有技术的不足,本发明公开了一种高盐废水的处理方法,旨在提供一种采用正渗透耦合膜蒸馏技术进一步浓缩高盐废水的水处理方法。
[0008] 该方法首先采用膜蒸馏技术浓缩处理高盐废水,之后将膜蒸馏浓水作为正渗透的驱动液,通过正渗透进料液侧原水的不断浓缩,稀释了作为驱动液的膜蒸馏浓水,当膜蒸馏浓水稀释到特定浓度时,则返回到膜蒸馏单元继续浓缩处理。以此循环,在高盐废水深度浓缩的同时,最大程度的回收了高盐废水和正渗透原水中的水资源。
[0009] 本发明采用的技术方案是:
[0010] 一种正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,主要步骤为:
[0011] (I)高盐废水进入膜蒸馏加热水池中加热,之后,经过加热的高盐废水,通过膜蒸馏进水泵,泵入膜蒸馏组件;
[0012] (2)在膜蒸馏组件中被分离成膜蒸馏浓水和膜蒸馏产水;
[0013] (3)膜蒸馏浓水返回膜蒸馏加热水池继续循环浓缩,当膜蒸馏加热水池中的膜蒸馏浓水达到设定浓度时,通过膜蒸馏浓水原水泵,泵入膜蒸馏浓水原水池中自然降温,之后,通过膜蒸馏浓水泵,泵入正渗透驱动液池作为正渗透驱动液待用;
[0014] (4)正渗透原水进入正渗透原水池,正渗透原水池中的原水,经过正渗透原水泵,再泵入正渗透膜组件的进料液侧循环流动;
[0015] 同时将步骤(3)中正渗透驱动液池中的膜蒸馏浓水,通过正渗透驱动液泵,泵入正渗透膜组件的驱动液侧,作为正渗透的驱动液循环流动;
[0016] (5)在步骤(4)的作用下,正渗透原水中的水通过正渗透膜组件进入到正渗透驱动液侧的膜蒸馏浓水中,将膜蒸馏浓水不断稀释的同时,逐渐浓缩了正渗透原水;
[0017] 其中,正渗透原水池中的原水浓缩到自行设定的排放浓度时排放,正渗透驱动液池中的驱动液稀释到自行设定的的浓度时,部分返回到膜蒸馏单元继续浓缩。
[0018] 本发明中高盐废水15的水质特征为:废水pH6.5〜8.5,电导9000〜13000 μ s/cm, CODcrO 〜100mg/L,Cl 2000 〜5000mg/L,Ca2+O 〜70mg/L,Mg2+O 〜100mg/L,溶娃 O 〜50mg/L, NH4-NO 〜5mg/L ;
[0019] 在具体实施时,所述正渗透原水包括河水、苦咸水、海水、地表水、市政污水、石化废水、垃圾渗滤液,以及含药物、糖类或蛋白质等的溶液;
[0020] 在具体实施时,步骤(I)中所述膜蒸馏加热水池中的高盐废水的加热的温度范围为 60 〜80°C ;
[0021] 在具体实施时,步骤(3)中所述的设定浓度是指膜蒸馏浓水电导率范围达到150,000〜250,000 μ s/cm,经自然降温后作为正渗透过程驱动液;
[0022] 在具体实施时,步骤(3)中作为正渗透过程驱动液的膜蒸馏浓水自然降温,所述自然降温后的温度范围为20〜50V ;
[0023] 在具体实施时,当正渗透原水为含盐溶液时,所述作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到等于正渗透原水池中废水电导率的2〜5倍时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水按1:1〜1:5混合后进入膜蒸馏组件继续浓缩;
[0024] 在具体实施时,当正渗透原水为含盐溶液时,所述正渗透原水池中的废水电导率浓缩到等于膜蒸馏浓水初始电导率的2〜4倍时,间歇排放;
[0025] 在具体实施时,当正渗透原水I为非含盐溶液时,所述作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到膜蒸馏浓水初始电导率的1/2〜1/5时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水15按1:1〜1:5混合后进入膜蒸馏组件继续浓缩;
[0026] 在具体实施时,当正渗透原水为非含盐溶液时,所述正渗透原水池中的废水浓缩到自行设定的排放浓度时,间歇排放;
[0027] 在具体实施时,所述的膜蒸馏过程的操作条件为:进料液侧,废水pH6.5〜8.5,废水温度60〜80°C,膜面流速0.1〜0.5m/s,渗透液侧真空度-0.075〜-0.095MPa ;
[0028] 在具体实施时,所述的正渗透过程的操作条件为:进料液侧,废水pH6.5〜8.5,废水温度20〜50°C,两侧膜面流速0.1〜0.5m/s ;
[0029] 在具体实施时,所述的膜蒸馏组件的膜材料包括聚偏氟乙烯,聚四氟乙烯、聚丙烯;膜孔径范围为0.15 μ m〜0.2 μ m ;
[0030] 在具体实施时,在具体实施时,所述的膜蒸馏组件形式包括板式、卷式、中空纤维式或管式;
[0031] 在具体实施时,所述的正渗透膜组件的膜材料包括醋酸纤维素、聚酰胺或聚丙烯腈;
[0032] 在具体实施时,所述的正渗透膜组件形式包括板式、卷式、中空纤维式或管式;
[0033] 在具体实施时,所述的作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水经过膜蒸馏多次循环浓缩得到;
[0034] 在具体实施时,所述的膜蒸馏组件和正渗透膜组件为一组或多组串联或并联;
[0035] 在具体实施时,所述的高盐废水通过上述步骤处理,水回收率高于97%。
[0036] 和前述专利不同,本发明与现有技术的实质性区别在于,针对现有技术中对高盐废水处理及处置存在的问题,采用正渗透耦合膜蒸馏技术处理高盐废水,对石化企业的高盐废水,在采用膜蒸馏技术进行深度浓缩处理的同时,以膜蒸馏浓水作为正渗透过程的驱动液,针对河水、苦咸水、海水、地表水、市政污水、石化废水、垃圾渗滤液以及含药物、糖类、蛋白质等的溶液,在采用正渗透过程对待处理溶液进行高度浓缩的同时,有效解决了膜蒸馏浓水及其他难处理溶液的处理问题,最大程度的回收了高盐废水和正渗透原水中的水资源。
[0037] 本发明的有益效果是:
[0038] 1、本发明不但采用膜蒸馏技术处理高盐废水,回收了高盐废水中的水资源,而且还将难以处理的膜蒸馏浓水作为正渗透过程的驱动液,变废为宝,用于正渗透过程处理正渗透原水,充分实现了膜蒸馏浓水的高效利用,并通过正渗透和膜蒸馏过程的耦合,最大限度的回收了水资源;
[0039] 2、本发明中的正渗透过程和膜蒸馏过程都不需要外加压力或外压压力很小,方法简单易行,容易操作;
[0040] 3、本发明中的正渗透过程和膜蒸馏过程中的膜污染均较轻,延长了两个过程的连续稳定运行时间;
[0041] 4、本发明的方法相对于多效蒸发而言,运行费用低;
[0042] 5、采用本发明的方法,不仅可以处理高盐废水,还可以同时浓缩处理河水、苦咸水、海水、地表水、市政污水、石化废水、垃圾渗滤液以及含药物、糖类、蛋白质等的溶液;
[0043] 6、采用本发明的方法,整个耦合过程不仅可以获得大量纯净水,同时也解决了膜蒸馏浓水难以处理问题,最大限度的提高了废水回收率,具有重要环境效益。
[0044] 经过本发明方法处理后的高盐废水,产水电导彡100μ S/cm,产水C0Dra〈10mg/L,水回收率高于97%。
附图说明
[0045] 图1是本发明中方法的工艺流程示意图
[0046] 图中:1:正渗透原水;2:正渗透原水池;3:正渗透原水泵;4:正渗透膜组件;5:正渗透驱动液池;6:正渗透驱动液泵;7:膜蒸馏浓水原水池;8:膜蒸馏浓水泵;9:膜蒸馏加热水池;10:膜蒸馏浓水原水泵;11:膜蒸馏进水泵;12:膜蒸馏组件;13:膜蒸馏浓水;14:膜蒸馏产水;15:高盐废水;16:排放的正渗透浓水。
具体实施方式
[0047] 下面,结合附图和具体实施例,对发明作进一步的说明。
[0048] 实施例1
[0049] 工艺流程示意图见图1。图中高盐废水15的水质特征为:废水pH6.5〜8.5,电导 9000 〜13000 μ s/cm, CODcrO 〜100mg/L,CF2000 〜5000mg/L,Ca2+O 〜70mg/L,Mg2+O 〜100mg/L,溶娃O〜50mg/L, NH4-NO〜5mg/L。正渗透原水I为质量浓度5%的葡萄糖溶液。
[0050] 所用正渗透膜组件为醋酸纤维素板框式膜组件;所用膜蒸馏组件为聚四氟乙烯(PTFE)中空纤维疏水膜组件,膜孔径为0.2 μ m,膜蒸馏形式为内压式真空膜蒸馏。
[0051] 步骤如下:(I)高盐废水15进入膜蒸馏加热水池9,高盐废水15在膜蒸馏加热水池中加热到60°C,之后,经过加热的高盐废水通过膜蒸馏进水泵11泵入膜蒸馏组件12 ; (2)在膜蒸馏组件12中被分离成膜蒸馏浓水13和膜蒸馏产水14 ; (3)膜蒸馏浓水13返回膜蒸馏加热水池9继续循环浓缩,当膜蒸馏加热水池9中的膜蒸馏浓水电导率达到150,000 μ s/cm时,通过膜蒸馏浓水原水泵10泵入膜蒸馏浓水原水池7中自然降温到20°C,之后通过膜蒸馏浓水泵8泵入正渗透驱动液池5作为驱动液待用;(4)正渗透原水I进入正渗透原水池2,正渗透原水池2中的原水经过正渗透原水泵3泵入正渗透膜组件4的进料侧循环流动;同时将正渗透驱动液池5中的膜蒸馏浓水通过正渗透驱动液泵6泵入正渗透膜组件4的驱动液侧,作为正渗透的驱动液循环流动;(5)在步骤(4)的作用下,正渗透原水I中的水通过正渗透膜组件4进入到正渗透驱动液侧的膜蒸馏浓水中,将膜蒸馏浓水不断稀释的同时,逐渐浓缩了正渗透原水。当作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到膜蒸馏浓水初始电导率的1/5时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水15按1:5混合后进入膜蒸馏组件12继续浓缩;正渗透原水池2中的葡萄糖溶液浓缩到需要的浓度时,间歇排放。
[0052] 运行过程中,膜蒸馏过程的操作条件为:进料液侧,废水pH6.5,废水温度60°C,膜面流速0.5m/s,渗透液侧真空度-0.095MPa ;正渗透过程的操作条件为:进料液侧,废水PH6.5,废水温度20°C,两侧膜面流速0.5m/s。
[0053] 在上述膜蒸馏过程的操作条件下,膜蒸馏膜通量保持在3〜5L/m2.h。
[0054] 在上述正渗透过程的操作条件下,正渗透膜通量保持在3〜6L/m2.h。
[0055] 经过本发明方法处理后的高盐废水,产水电导彡100μ S/cm,产水C0Dra〈10mg/L,水回收率高于97%。
[0056] 实施例2
[0057] 工艺流程示意图见图1。图中高盐废水15的水质特征同实施例1。正渗透原水I为质量浓度5%的乳清蛋白溶液。
[0058] 所用正渗透膜组件为醋酸纤维素板框式膜组件;所用膜蒸馏组件为聚丙烯(PP)中空纤维疏水膜组件,膜孔径为0.2 μ m,膜蒸馏形式为内压式真空膜蒸馏。
[0059] 操作步骤中,与实施例1不同的是,高盐废水15在膜蒸馏加热水池中加热到70°C;当膜蒸馏加热水池9中的膜蒸馏浓水电导率达到180,000 μ s/cm时,通过膜蒸馏浓水原水泵10泵入膜蒸馏浓水原水池7中自然降温到35°C,之后通过膜蒸馏浓水泵8泵入正渗透驱动液池5作为驱动液待用;当作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到膜蒸馏浓水初始电导率的1/2时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水15按1:2混合后进入膜蒸馏组件12继续浓缩;正渗透原水池2中的乳清蛋白溶液浓缩到需要的浓度时,间歇排放。
[0060] 运行过程中,膜蒸馏过程的操作条件为:进料液侧,废水pH7.5,废水温度70°C,膜面流速0.3m/s,渗透液侧真空度-0.085MPa ;正渗透过程的操作条件为:进料液侧,废水PH7,废水温度35°C,两侧膜面流速0.3m/s。
[0061] 在上述膜蒸馏过程的操作条件下,膜蒸馏膜通量保持在5〜8L/m2.h。
[0062] 在上述正渗透过程的操作条件下,正渗透膜通量保持在4〜8L/m2.h。
[0063] 经过本发明方法处理后的高盐废水,产水电导彡100μ S/cm,产水C0Dra〈10mg/L,水回收率高于97%。
[0064] 实施例3
[0065] 工艺流程示意图见图1。图中高盐废水15的水质特征同实施例1。正渗透原水I为质量浓度5%的乳清蛋白溶液。
[0066] 所用正渗透膜组件为醋酸纤维素板框式膜组件;所用膜蒸馏组件为聚丙烯(PP)中空纤维疏水膜组件,膜孔径为0.2 μ m,膜蒸馏形式为内压式真空膜蒸馏。
[0067] 操作步骤中,与实施例1不同的是,高盐废水15在膜蒸馏加热水池中加热到70°C;当膜蒸馏加热水池9中的膜蒸馏浓水电导率达到200,000 μ s/cm时,通过膜蒸馏浓水原水泵10泵入膜蒸馏浓水原水池7中自然降温到35°C,之后通过膜蒸馏浓水泵8泵入正渗透驱动液池5作为驱动液待用;当作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到膜蒸馏浓水初始电导率的1/3时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水15按1:3混合后进入膜蒸馏组件12继续浓缩;正渗透原水池2中的乳清蛋白溶液浓缩到需要的浓度时,间歇排放。
[0068] 运行过程中,膜蒸馏过程的操作条件为:进料液侧,废水pH7.5,废水温度70°C,膜面流速0.3m/s,渗透液侧真空度-0.085MPa ;正渗透过程的操作条件为:进料液侧,废水pH7,废水温度35 °C,两侧膜面流速0.3m/s。
[0069] 在上述膜蒸馏过程的操作条件下,膜蒸馏膜通量保持在5〜8L/m2.h ;
[0070] 在上述正渗透过程的操作条件下,正渗透膜通量保持在4〜8L/m2.h。
[0071] 经过本发明方法处理后的高盐废水,产水电导彡100μ S/cm,产水C0Dra〈10mg/L,水回收率高于97%。
[0072] 实施例4
[0073] 工艺流程示意图见图1。图中高盐废水15的水质特征同实施例1。正渗透原水I为电导率5000 μ s/cm的苦咸水。
[0074] 所用正渗透膜组件为醋酸纤维素板框式膜组件;所用膜蒸馏组件为聚丙烯(PP)中空纤维疏水膜组件,膜孔径为0.2 μ m,膜蒸馏形式为内压式真空膜蒸馏。
[0075] 操作步骤中,与实施例1不同的是,高盐废水15在膜蒸馏加热水池中加热到80°C;当膜蒸馏加热水池9中的膜蒸馏浓水电导率达到220,000 μ s/cm时,通过膜蒸馏浓水原水泵10泵入膜蒸馏浓水原水池7中自然降温到50°C,之后通过膜蒸馏浓水泵8泵入正渗透驱动液池5作为驱动液待用;当作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到等于正渗透原水池2中废水电导率的2倍时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水15按1:1混合后进入膜蒸馏组件12继续浓缩;正渗透原水池2中的废水电导率浓缩到等于膜蒸馏浓水初始电导率的2倍时,间歇排放。
[0076] 运行过程中,膜蒸馏过程的操作条件为:进料液侧,废水pH8.5,废水温度80°C,膜面流速0.lm/s,渗透液侧真空度-0.075MPa ;正渗透过程的操作条件为:进料液侧,废水PH8.5,废水温度50°C,两侧膜面流速0.lm/s。
[0077] 在上述膜蒸馏过程的操作条件下,膜蒸馏膜通量保持在4〜8L/m2.h。
[0078] 在上述正渗透过程的操作条件下,正渗透膜通量保持在5〜9L/m2.h。
[0079] 经过本发明方法处理后的高盐废水,产水电导彡100μ S/cm,产水C0Dra〈10mg/L,水回收率高于97%。
[0080] 实施例5
[0081] 工艺流程示意图见图1。图中高盐废水15的水质特征同实施例1。正渗透原水I为电导率5000 μ s/cm的苦咸水。
[0082] 所用正渗透膜组件为醋酸纤维素板框式膜组件;所用膜蒸馏组件为聚偏氟乙烯(PVDF)中空纤维疏水膜组件,膜孔径为0.2 μ m,膜蒸馏形式为内压式真空膜蒸馏。
[0083] 操作步骤中,与实施例1不同的是,高盐废水15在膜蒸馏加热水池中加热到80°C;当膜蒸馏加热水池9中的膜蒸馏浓水电导率达到250,000 μ s/cm时,通过膜蒸馏浓水原水泵10泵入膜蒸馏浓水原水池7中自然降温到50°C,之后通过膜蒸馏浓水泵8泵入正渗透驱动液池5作为驱动液待用;当作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到等于正渗透原水池2中废水电导率的4倍时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水15按1:3混合后进入膜蒸馏组件12继续浓缩;正渗透原水池2中的废水电导率浓缩到等于膜蒸馏浓水初始电导率的3倍时,间歇排放。
[0084] 运行过程中,膜蒸馏过程的操作条件为:进料液侧,废水pH8.5,废水温度80°C,膜面流速0.lm/s,渗透液侧真空度-0.075MPa ;正渗透过程的操作条件为:进料液侧,废水PH8.5,废水温度50°C,两侧膜面流速0.lm/s。
[0085] 在上述膜蒸馏过程的操作条件下,膜蒸馏膜通量保持在5〜10L/m2.h。
[0086] 在上述正渗透过程的操作条件下,正渗透膜通量保持在6〜9L/m2.h。
[0087] 经过本发明方法处理后的高盐废水,产水电导彡ΙΟΟμ S/cm,产水C0Dra〈10mg/L,水回收率高于97%。
[0088] 实施例6
[0089] 工艺流程示意图见图1。图中高盐废水15的水质特征同实施例1。正渗透原水I为城市达标外排污水,主要水质特征为:pH为7.5,电导5000 μ s/cm, C0D30〜60mg/L,悬浮物SS3-6mg/L,硬度(碳酸韩计)120〜150mg/L,甲基橙碱度(碳酸韩计)260〜500mg/L, CF900 〜1500mg/L, ΝΗ:-Ν5 〜10mg/L, S042_250 〜550mg/L,微生物含量 1.1X 14 〜6.3X104cfu/ml。
[0090] 所用正渗透膜组件为醋酸纤维素板框式膜组件;所用膜蒸馏组件为聚偏氟乙烯(PVDF)中空纤维疏水膜组件,膜孔径为0.15 μ m,膜蒸馏形式为内压式真空膜蒸馏。
[0091] 操作步骤中,与实施例1不同的是,高盐废水15在膜蒸馏加热水池中加热到80°C;当膜蒸馏加热水池9中的膜蒸馏浓水电导率达到200,000 μ s/cm时,通过膜蒸馏浓水原水泵10泵入膜蒸馏浓水原水池7中自然降温到40°C,之后通过膜蒸馏浓水泵8泵入正渗透驱动液池5作为驱动液待用;当作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到等于正渗透原水池2中废水电导率的5倍时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水15按1:5混合后进入膜蒸馏组件12继续浓缩;正渗透原水池2中的废水电导率浓缩到等于膜蒸馏浓水初始电导率的4倍时,间歇排放。
[0092] 运行过程中,膜蒸馏过程的操作条件为:进料液侧,废水pH8.5,废水温度80°C,膜面流速0.4m/s,渗透液侧真空度-0.085MPa ;正渗透过程的操作条件为:进料液侧,废水PH7.5,废水温度40°C,两侧膜面流速0.lm/s。
[0093] 在上述膜蒸馏过程的操作条件下,膜蒸馏膜通量保持在7〜llL/m2.h。
[0094] 在上述正渗透过程的操作条件下,正渗透膜通量保持在5〜9L/m2.h。
[0095] 经过本发明方法处理后的高盐废水,产水电导彡ΙΟΟμ S/cm,产水C0Dra〈10mg/L,水回收率高于97%。
[0096] 实施例7
[0097] 工艺流程示意图见图1。图中高盐废水15的水质特征同实施例1。正渗透原水I为城市达标外排污水,主要水质特征同实施例5。
[0098] 所用正渗透膜组件为醋酸纤维素板框式膜组件;所用膜蒸馏组件为聚四氟乙烯(PTFE)板框式疏水膜组件,膜孔径为0.2 μ m,膜蒸馏形式为内压式真空膜蒸馏。
[0099] 操作步骤中,与实施例1不同的是,高盐废水15在膜蒸馏加热水池中加热到80°C;当膜蒸馏加热水池9中的膜蒸馏浓水电导率达到200,000 μ s/cm时,通过膜蒸馏浓水原水泵10泵入膜蒸馏浓水原水池7中自然降温到50°C,之后通过膜蒸馏浓水泵8泵入正渗透驱动液池5作为驱动液待用;当作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到等于正渗透原水池2中废水电导率的3倍时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水15按1:4混合后进入膜蒸馏组件12继续浓缩;正渗透原水池2中的废水电导率浓缩到等于膜蒸馏浓水初始电导率的4倍时,间歇排放。
[0100] 运行过程中,膜蒸馏过程的操作条件为:进料液侧,废水PH8.5,废水温度80°C,膜面流速0.4m/s,渗透液侧真空度-0.085MPa ;正渗透过程的操作条件为:进料液侧,废水PH7.5,废水温度50°C,两侧膜面流速0.lm/s。
[0101] 在上述膜蒸馏过程的操作条件下,膜蒸馏膜通量保持在10〜18L/m2.h。
[0102] 在上述正渗透过程的操作条件下,正渗透膜通量保持在5〜9L/m2.h。
[0103] 经过本发明方法处理后的高盐废水,产水电导彡ΙΟΟμ S/cm,产水C0Dra〈10mg/L,水回收率高于97%。
[0104] 以上所述仅为本发明的较佳可行实施例,并非因此局限本发明的专利范围,故凡是运用本发明说明书及附图内容所作的等效变化,均包含于本发明的保护范围。

Claims (13)

1.一种正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,主要步骤为: (1)高盐废水进入膜蒸馏加热水池中加热,之后,泵入膜蒸馏组件; (2)在膜蒸馏组件中被分离成膜蒸馏浓水和膜蒸馏产水; (3)膜蒸馏浓水返回膜蒸馏加热水池继续循环浓缩,当膜蒸馏加热水池中的膜蒸馏浓水达到设定浓度时,泵入膜蒸馏浓水原水池中自然降温,之后,泵入正渗透驱动液池作为正渗透驱动液待用; (4)正渗透原水进入正渗透原水池,正渗透原水池中的原水,再泵入正渗透膜组件的进料液侧循环流动; 同时将步骤(3)中正渗透驱动液池中的膜蒸馏浓水,泵入正渗透膜组件的驱动液侧,作为正渗透的驱动液循环流动; (5)在步骤(4)的作用下,正渗透原水中的水通过正渗透膜组件进入到正渗透驱动液侧的膜蒸馏浓水中,将膜蒸馏浓水不断稀释的同时,逐渐浓缩了正渗透原水; 其中,正渗透原水池中的原水浓缩到自行设定的排放浓度时排放,正渗透驱动液池中的驱动液稀释到自行设定的浓度时,部分返回到膜蒸馏单元继续浓缩。
2.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,所述高盐废水的水质特征为:废水ρΗ6.5〜8.5,电导9000〜13000 μ s/cm, CODcrO〜100mg/L,Cl 2000 〜5000mg/L, Ca2+O 〜70mg/L, Mg2+O 〜100mg/L,溶娃 O 〜50mg/L, NH4-NO 〜5mg/L0
3.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,所述正渗透原水包括河水、苦咸水、海水、地表水、市政污水、石化废水、垃圾渗滤液以及含药物、糖类或蛋白质的溶液。
4.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,步骤(I)中所述膜蒸馏加热水池中加热的温度范围为60〜80°C。
5.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,步骤(3)中所述设定浓度为膜蒸馏浓水的电导率范围达到150,000〜250,000 μ s/cm。
6.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,步骤(3)所述自然降温后的温度范围为20〜50°C。
7.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,当正渗透原水为含盐溶液时,所述作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到等于正渗透原水池中废水电导率的2〜5倍时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水按1:1〜1:5混合后进入膜蒸馏组件继续浓缩;所述正渗透原水池中的废水电导率浓缩到等于膜蒸馏浓水初始电导率的2〜4倍时,间歇排放。
8.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,当正渗透原水为非含盐溶液时,所述作为正渗透驱动液的膜蒸馏浓水电导率稀释到膜蒸馏浓水初始电导率的1/2〜1/5时,部分返回到膜蒸馏进水单元与高盐废水即膜蒸馏进水按1:1〜1:5混合后进入膜蒸馏组件继续浓缩;所述正渗透原水池中的废水浓缩到设定的排放浓度时,间歇排放。
9.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,所述的膜蒸馏过程的操作条件为:进料液侧,废水PH6.5〜8.5,废水温度60〜80°C,膜面流速0.1〜0.5m/s,渗透液侧真空度-0.075〜-0.095MPa。
10.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,所述的正渗透过程的操作条件为:进料液侧,废水PH6.5〜8.5,废水温度20〜50°C,两侧膜面流速 0.1 〜0.5m/s。
11.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,所述的膜蒸馏组件的膜材料包括聚偏氟乙烯,聚四氟乙烯、聚丙烯;膜孔径范围为0.15μπι〜0.2 μ m ;所述的膜蒸馏组件形式包括板式、卷式、中空纤维式或管式。
12.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,所述的正渗透膜组件的膜材料包括醋酸纤维素、聚酰胺或聚丙烯腈;所述的正渗透膜组件形式包括板式、卷式、中空纤维式或管式。
13.根据权利要求1所述的正渗透耦合膜蒸馏处理高盐废水的方法,其特征在于,所述的膜蒸馏组件和正渗透膜组件为一组或多组串联或并联。
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