CN104724842A

CN104724842A - 一种反渗透水处理系统以及水处理方法

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Publication number: CN104724842A
Application number: CN201310722922.9A
Authority: CN
Inventors: 王旭; 周敏; 张旭兵; 罗海泉
Original assignee: BEIJING EN-E TECHNOLOGIES Co Ltd
Current assignee: BEIJING EN-E TECHNOLOGIES Co Ltd
Priority date: 2013-12-24
Filing date: 2013-12-24
Publication date: 2015-06-24

Abstract

本发明涉及一种反渗透水处理系统，包括反渗透处理装置和过滤装置，过滤装置的进水端与反渗透处理装置的浓水出水端相连，过滤装置的产水出水端与反渗透处理装置的进水端相连。本发明还涉及了采用所述水处理系统进行水处理的方法。本发明提供的反渗透水处理系统和水处理方法能使过滤装置的处理负荷明显降低、能耗消耗减少、成本大幅下降，水处理系统运行更加稳定。

Description

一种反渗透水处理系统以及水处理方法

技术领域

本发明涉及水处理领域，具体而言，涉及一种水处理系统及采用所述水处理系统的水处理方法。

背景技术

目前，常用的水处理技术有超滤、微滤、纳滤和反渗透等。其中，反渗透（RO）脱盐工艺通过压力驱动使水通过半透膜，而将水中的离子截留于膜的另一侧，从而实现水和水中溶解性盐的分离。反渗透脱盐的整个过程无相变，在常温下进行无需热源，且无需添加再生药剂，脱盐率可达97%以上，过滤精度极高，安全性最好，因而应用日益广泛。

然而，反渗透脱盐技术的常规水回收率不超过75%，存在水利用率低的问题。为此，近年来以阿奎特公司为首研发出了一种高回收率RO系统（HERO），该系统的主要处理流程包括：石灰软化、离子交换软化和CO₂气体去除等预处理工艺，以去除水中的钙、镁及碱度等；将经预处理产生的出水的pH值调至碱性范围，随后送入高回收率RO装置，进行反渗透处理。该处理过程在碱性条件下进行，避免了有机物污染、硅污染对反渗透膜系统运行的危害，因而取得了高回收率。但该HERO系统仍存在以下主要问题：1)在碱性例如pH8.5～11条件下运行，使得反渗透膜长期处于碱性化学清洗工况，因而使用寿命将明显缩短，系统经济性降低；2)常规的芳香聚酰胺反渗透膜一般在反渗透进水的pH值在中性范围时达到最高脱盐率，在进水pH偏低或偏高的情况下，脱盐率将下降而影响反渗透膜的出水水质，特别是对于碱性条件下运行的HERO系统反渗透膜，系统回收率越高，脱盐率下降越明显；3)在应用于污水回用时，反渗透膜的进水中含有少量氨氮，即NH₄ ⁺和NH₃的水平衡体系，在此情况下调节进水至碱性，在反渗透膜的浓水侧会因氨氮的影响使得反渗透的出水pH值高于进水pH值，而浓水pH值低于进水pH值，且RO的回收率越高，该趋势愈明显，由此使得该系统所要求的碱性运行条件无法保证；4)该系统采用卷式反渗透膜，受制于当前反渗透膜的制造工艺，目前膜能承受的最大进水压力为69～83bar，与此相应反渗透膜浓水侧的盐分达到50000～70000ppm，若需进一步浓缩盐分，例如在工业废水进水盐分较高的情况下，HERO系统浓水侧的盐分将达到100000ppm或以上，渗透压过高，系统无法承受。

综上所述，目前的高回收RO反渗透水处理系统仍存在需碱性条件运行、受到COD（化学需氧量，衡量水中有机物含量的指标，说明水体受有机物污染的情况）、盐分限制的问题。

纳滤（NF）工艺也是常用的水处理技术之一，目前的常用水处理工艺之一便是将RO工艺与NF工艺结合使用，一般来说，是将纳滤处理置于反渗透处理之前，利用纳滤分离膜的抗有机物污染特性和盐分选择截留特性，实现在反渗透处理之前去除有机物并部分降低反渗透的渗透压。这种处理工艺的缺点在于：纳滤和反渗透均需要增压，能耗较高；纳滤处理前置，需要处理100%的进水负荷，所需设置的纳滤膜数量众多，投资较大；反渗透浓水回流量越大，纳滤膜的处理负荷越大，可能大于100%的进水负荷，如果将RO工艺和NF工艺的浓水都排放，仅回收RO工艺产水，纳滤膜的进水负荷可降低，但系统的总回收率也明显下降。

基于上述原因，目前仍迫切需要改进现有的反渗透水处理系统及水处理方法，寻找更加有效、安全、经济地水处理技术。

发明内容

为改进现有反渗透水处理系统及水处理方法存在的缺陷，本发明的一个目的是提供一种反渗透水处理系统。

本发明的另一目的是提供一种反渗透水处理方法。

本发明提供的反渗透水处理系统，包括反渗透处理装置，所述反渗透处理装置包括进水端、浓水出水端和产水出水端，其中，所述反渗透水处理系统还包括过滤装置，所述过滤装置包括进水端、浓水出水端和产水出水端，所述过滤装置的进水端与所述反渗透处理装置的浓水出水端相连，所述过滤装置的产水出水端与所述反渗透处理装置的进水端相连。

上述水处理系统中，所述过滤装置选自纳滤装置或电吸附除盐装置。

上述水处理系统中，还包括预处理系统，所述预处理系统的出水端与所述反渗透装置的进水端相连；所述预处理系统包括依次串联的石灰澄清池、滤池、离子交换装置以及除碳装置。

优选地，所述离子交换装置包括一级钠离子交换装置以及连接在其下游的二级钠离子交换装置；更优选地，所述钠离子交换装置为钠离子交换柱。优选地，所述石灰澄清池包括一个或多个加药装置，所述加药装置用以添加石灰、絮凝剂、助凝剂等水处理药剂。

优选地，所述预处理系统还包括一个或多个加药装置，所述加药装置用以添加预处理所用的药剂，如阻垢剂、杀菌剂、还原剂、碱等水处理药剂。

本发明提供的反渗透水处理方法采用了以上技术方案任一项所述的水处理系统进行处理。

优选地，本发明提供的水处理方法包括以下步骤：

S1：使待处理水进入反渗透处理装置进行反渗透处理，产水外排；

S2：经步骤S1所述反渗透处理后的浓水进入过滤装置进行过滤处理；

S3：经步骤S2所述过滤处理后的产水返回至所述反渗透处理装置继续进行反渗透处理，浓水外排。

其中，所述水处理方法在所述S1步骤之前还包括S0步骤，所述S0步骤为：将待处理水经预处理系统进行处理。

优选地，经所述预处理系统处理后，水的pH值为6～8.5。

本发明提供的反渗透水处理系统包括反渗透处理装置和过滤装置，与现有的HERO相比，不要求在碱性条件下运行、突破了处理极限的限制，经过过滤装置处理可进一步降低水中的COD、盐分、硅等含量。经过滤装置处理的产水重新循环回到反渗透处理装置中继续进行处理，有效降低了水中有机物、硅等对反渗透膜的影响并缓解了反渗透膜所承受的高渗透压压力，使反渗透处理装置的进水品质更高、运行更稳定，产水效率也更高。此外，由于过滤装置置于反渗透处理装置之后，利用反渗透处理后浓水的余压或少量加压即可使浓水进入过滤装置，与现有的将过滤装置如纳滤装置等置于反渗透处理装置之前的系统相比，过滤装置无需100%进水，处理负荷明显降低，能耗消耗也明显减少，纳滤膜或电吸附除盐模块的数量明显减少，大幅度节约了水处理成本。

本发明提供的反渗透水处理方法采用了上述水处理系统，整个水处理过程中反渗透处理装置运行更加稳定，出水品质和效率也都得到了显著提高。另外，由于过滤装置的部分脱盐特性，可实现分级脱盐，进一步降低了反渗透处理装置渗透压，从而可使水处理系统处理高含盐的废水。采用本发明的水处理方法后，反渗透处理的回收率为40～95%、过滤处理的回收率为20～95%，总回收率可提高至80%以上，甚至可达到95%以上。与过滤装置设置于反渗透处理装置之前的水处理系统相比，系统运行时能耗可降低至原能耗的50～70%。

附图说明

图1为本发明第一种实施方式所述反渗透水处理系统的水处理流程示意图；

图2为本发明第二种实施方式所述反渗透水处理系统的水处理流程示意图；

图3为本发明实施例1的水处理方法的工艺流程图。

具体实施方式

下面根据具体实施例对本发明的技术方案做进一步说明。本发明的保护范围不限于以下实施例，列举这些实例仅出于示例性目的而不以任何方式限制本发明。

如图1所示，本发明的第一种实施方式提供了一种反渗透水处理系统，包括反渗透处理装置，反渗透处理装置包括进水端、浓水出水端和产水出水端，反渗透水处理系统还包括过滤装置，过滤装置包括进水端、浓水出水端和产水出水端，过滤装置的进水端与反渗透处理装置的浓水出水端相连，过滤装置的产水出水端与反渗透处理装置的进水端相连。

上述水处理系统运行时，待处理的废水或污水（也可以为经过某些预处理后的水）由反渗透处理装置进水端首先进入反渗透处理装置中进行处理，处理后的产水排出，浓水由浓水出水端排出并由过滤装置进水端进入过滤装置中进行处理，经过滤处理后，将产水由产水出水端排出并再一次经过反渗透处理装置进水端进入反渗透处理装置中继续进行反渗透处理，过滤处理的浓水外排。

上述反渗透处理装置可以为水处理领域任意一种反渗透处理装置，通常来说，反渗透处理装置包括高压泵、反渗透装置以及可选的增压泵，其中，待处理的水经过高压泵加压进入反渗透装置，经反渗透装置处理后的产水通过产水出水端排出回收，而浓水利用反渗透处理余压可经由浓水出水端排出并进入过滤装置，如反渗透处理余压不足以将浓水送入过滤装置，可通过增压泵少量增压后即可进入过滤装置。

作为优选的实施方式，过滤装置可以为纳滤装置。纳滤装置含有对离子具有选择截留性的纳滤分离膜，利用其对不同盐分的选择透过性，可实现部分脱盐，并可处理高浓度COD废水，实现有机物和水的分离，此外其还具有较低的渗透压，有利于节约能耗。

与现有水处理技术不同，本发明实施方式将纳滤装置置于反渗透处理装置之后作为过滤处理装置，反渗透处理后的浓水进入纳滤分离膜，该进水量即纳滤分离膜的处理水量可进行调节，无需处理100%的进水负荷，无需额外能耗或仅需较低的能耗，纳滤处理负荷降低，纳滤膜需求量降低，处理成本明显下降。

作为优选的实施方式，过滤装置还可以为电吸附除盐装置（CDI）。电吸附除盐装置的基本作用原理如下：使进水在阴阳电极之间流动，通电时水中离子将分别向带相反电荷的电极迁移，并被该电极吸附在电极表面所形成的双电层，随着离子/带电粒子在电极表面富集浓缩，水中的溶解盐类、胶体颗粒及其他带电物质的浓度大大降低，从而实现了水的除盐、去硬度及净化。电吸附除盐装置可有效脱除盐分的阴、阳离子，除盐率可达到50%，且对进水水质要求不高、耐污染。适用于本发明水处理系统的电吸附除盐装置的电极可以为碳质材料，例如石墨、活性炭、活性炭纤维和炭气凝胶，本发明对此没有特殊限定。

本发明实施方式将电吸附除盐装置置于反渗透处理装置之后作为过滤处理装置，反渗透处理后的浓水进入电吸附除盐装置，无需处理100%的进水负荷，无需额外能耗或仅需较低的能耗，电吸附除盐处理负荷降低，处理成本明显下降。

反渗透处理对进水水质有一定要求，如待处理的废水或污水中杂质过多，需对其进行预处理，使其水质符合反渗透处理的要求。预处理的系统设置和处理流程没有特别限定，可根据待处理水质的不同，采用常规处理系统和处理技术即可。

如图2所示，本发明的第二种实施方式提供了一种反渗透水处理系统，包括反渗透处理装置，反渗透处理装置包括进水端、浓水出水端和产水出水端，反渗透水处理系统还包括过滤装置，过滤装置包括进水端、浓水出水端和产水出水端，过滤装置的进水端与反渗透处理装置的浓水出水端相连，过滤装置的产水出水端与反渗透处理装置的进水端相连，本实施方式的水处理系统还包括预处理系统，预处理系统的出水端与反渗透装置的进水端相连；预处理系统包括依次串联的石灰澄清池、滤池、离子交换装置以及除碳装置。

上述水处理系统运行时，待处理的废水或污水首先进入石灰澄清池，澄清池中加有石灰和/或纯碱、絮凝剂、助凝剂等药剂，以除去大部分碳酸盐硬度和部分永久硬度；澄清池出水后进入滤池过滤沉淀物，以保证出水的悬浮物要求；滤池出水后进入离子交换装置中以进一步降低永久硬度，保证后续反渗透处理获得高回收率；最后借助除碳装置，通过将水中的碳酸盐转化为二氧化碳形式，利用大气压的作用使二氧化碳从水中分离，以进一步降低水中的碳酸盐碱度。除碳装置的出水经上述处理基本能符合反渗透处理的要求后，由反渗透处理装置进水端进入反渗透处理装置中进行处理，处理后合格的产水排出，浓水由浓水出水端排出并由过滤装置进水端进入过滤装置中进行处理，经过滤处理后，将产水由产水出水端排出并再一次经过反渗透处理装置进水端进入反渗透处理装置中继续进行处理，过滤处理的浓水外排。

作为优选的实施方式，离子交换装置包括一级钠离子交换装置以及连接在其下游的二级钠离子交换装置。其中使用的钠离子交换装置包括但不限于钠离子交换柱。

作为优选的实施方式，石灰澄清池包括一个或多个加药装置，加药装置可选用本领域通用的药剂添加装置，用以加入石灰、絮凝剂、助凝剂等水处理药剂。

作为优选的实施方式，预处理系统还包括一个或多个加药装置，加药装置可选用本领域通用的药剂添加装置，用以加入其它预处理使用的水处理药剂，包括但不限于阻垢剂、杀菌剂、还原剂、碱等水处理药剂。为进一步保证进入反渗透处理系统的水质要求，如硬度等，还可以在前述预处理基础上加入其他处理药剂，以对预处理系统出水端排出的水进一步进行软化、过滤、降盐分和降碳酸盐碱度处理。例如，阻垢剂，其可控制高浓缩倍率下残留的少量结垢性成分，如硬度等；还原剂，其可消除水中的氧化性成分，保证反渗透膜系统的安全；非氧化性杀菌剂，其可防止微生物在反渗透膜系统内滋生；碱性物质，由于除碳装置处理后的水呈酸性，需要在反渗透处理之前将其pH调整到近似中性（6～8.5），以保证反渗透膜的最高脱盐性能和运行寿命（反渗透膜pH在中性范围内运行脱盐率最高，适用寿命最长）。

本发明的第三种实施方式提供了一种水处理方法，包括以下步骤：

作为优选的实施方式，水处理方法在S1步骤之前还包括S0步骤，S0步骤为：将待处理水经预处理系统进行处理。

作为优选的实施方式，经预处理系统处理后即将进入反渗透处理装置的水的pH值为6～8.5。

除非另作限定，本发明所用术语均为本领域技术人员通常理解的含义。

以下通过实施例对本发明作进一步地详细说明。

实施例

实施例1 某化工园区污水的水处理

经取样化验分析，待处理进水水质条件如下：

表1

项目	单位	分析结果
			pH		7.42
浊度	NTU	0.9
			悬浮物	mg/L	≤4(未检出)
COD_cr	mg/L	96
			NH₃-N	mg/L	186.7
K⁺	mg/L	120.0
			Na⁺	mg/L	1900.2
Mg²⁺	mg/L	22.8
			Ca²⁺	mg/L	217.6

CO₃ ^2-	mg/L	3.4
			HCO₃ ^2-	mg/L	584.0
NO₃ ^-	mg/L	50.0
			Cl^-	mg/L	2848.9
F^-	mg/L	1.0
			SO₄ ^2-	mg/L	1000.4
全硅(以SiO₂计)	mg/L	11.7
			溶解固形物	mg/L	7000.2

所用试剂或药剂如下表所示：

表2

名称	纯度
		熟石灰	85%
碳酸钠	98%(工业品)
		聚铁(絮凝剂)	11%(以Fe计)
聚丙烯酰胺(絮凝剂)	工业品
		HCl	30%
NaCl	工业品
		阻垢剂(BWA公司-Flocon260)	浓缩液
非氧化性杀菌剂(BWA公司-Flocide380)	浓缩液
		还原剂(NaHSO₃)	工业品
NaOH	32%

采用本发明第二种实施方式所述的水处理系统，处理工艺流程参见图3，具体如下：

（1）待处理水首先进入石灰澄清池，澄清池出力2～3m³/h，石灰投入量约为420mg/L，将出水的碳酸盐硬度控制在100mg/L（以碳酸钙计）以下，碳酸钠投入量约为120mg/L，将出水的永久硬度控制在100mg/L（以碳酸钙计）以下，聚铁絮凝剂投入量约为7.8mg/L（以Fe³⁺计）、聚丙烯酰胺絮凝剂投入量约为0.5mg/L，使出水浊度达到悬浮物浓度为3.5mg/L以下，在上述投药状况下，澄清池水的pH值约为10.6；然后再向澄清池中加入约33mg/L的硫酸，使澄清池出水的pH值最终达到7.9左右。

（2）将澄清池出水通过石英砂滤池，石英砂滤池出力2～3m³/h，滤池出水浊度控制在悬浮物浓度为2.0mg/L以下。

（3）滤池过滤后出水先经过一级NaR树脂交换柱处理，树脂交换柱出力2～3m³/h，数脂型号为001×7，控制一级树脂交换柱出水的残留硬度在0.2mmol/L以下，一级NaR树脂交换器的出水再通过二级NaR树脂交换柱处理，二级树脂交换柱出力、型号等同一级树脂交换柱相同，控制二级树脂交换柱出水残留碳酸盐硬度在0.05mmol/L以下，二级NaR树脂交换柱出水管道中加酸，将其出口出水的pH值调控在4.0～4.4之间。

（4）离子交换器出水经过除碳器处理，除碳器出力2～3m³/h，控制出水的CO₂在5mg/L以下。

（5）向除碳器出水中加入阻垢剂、还原剂和非氧化性杀菌剂，投入量分别约为3.8mg/L、4mg/L、100mg/L，再加入工业碱将pH值控制在7.9左右。

（6）上述出水进入反渗透处理装置，反渗透膜组件型号为DOW-SW30HRLE-400，高压泵功率为37kW，经过反渗透处理后，产水即为直接外排。

（7）反渗透处理后的浓水通过余压进入纳滤装置进行过滤处理，纳滤装置所用膜组件型号为GE-DK4040F1020，功率为11kW，纳滤处理后的产水返回至反渗透处理装置中继续进行反渗透处理，纳滤处理后的浓水外排。

反渗透（RO）处理装置和纳滤（NF）装置的运行参数如下：

RO出力=600L/h，NF出力=134L/h（回到RO进水端），NF外排浓水=67L/h，预处理出水进RO的水量=667L/h。

上述水处理系统稳定运行三个月。NF和RO对硅的脱除率均大于98%，其中RO浓水的硅含量在30～35ppm之间，NF浓水硅含量在90～110ppm之间。NF对COD的脱除率基本稳定在60-80%，RO浓水的COD在350～450ppm之间，NF浓水COD在900-1200ppm之间。NF脱盐率在20-25%之间。

在系统进水量为667L/h，并将NF处理水量调控为134L/h的情况下，反渗透回收率为75%，纳滤回收率为66.7%，系统总回收率达到90%，纳滤处理过程无需额外能耗增加进水水压，系统稳定运行。

实施例2 某化工园区污水的水处理

与实施例1的水处理工艺流程基本相同，不同之处仅在于使用电吸附除盐装置代替纳滤装置。其中电吸附除盐装置所用阴阳电极板为活性炭电吸附板，包含1个50对1800mm×300mm×2.5mm电吸附模块，外加电压为1.2～2V。

采用与实施例1相同的分析方法对包含电吸附除盐装置的水处理系统进行测试。

RO和电吸附除盐（CDI）装置的运行参数如下：

RO出力=600L/h，CDI出力=134L/h（回到RO进水端），CDI外排浓水=67L/h，预处理出水进RO的水量=667L/h。

系统稳定运行三个月，CDI对硅的去除率为10-20%，RO对硅的脱除率大于98%，其中RO浓水的硅含量在70～85ppm之间，CDI浓水硅含量在90～110ppm之间。CDI对COD的脱除率在20-30%，反渗透浓水的COD在550～650ppm之间，CDI浓水COD在800-1000ppm之间(初步认为是电吸附产生了羟基自由基，氧化了部分了COD成分)。CDI脱盐率在40-50%之间。

在系统进水量为667L/h，并将CDI处理水量调控为134L/h的情况下，反渗透回收率为75%，CDI回收率为66.7%，系统总回收率达到90%，电吸附除盐处理过程无需额外能耗增加进水水压，系统稳定运行。

由此可见，根据本发明，在反渗透处理装置之后引入纳滤、CDI等过滤装置，降低了反渗透处理进水的有机污染（COD）和硅污染，通过分级除盐降低了反渗透装置的渗透压，并获得了极高的除盐率和总回收率，能耗也明显降低。

本领域技术人员应当注意的是，本发明所描述的实施方式仅仅是示范性的，可在本发明的范围内作出各种其他替换、改变和改进。因而，本发明不限于上述实施方式，而仅由权利要求限定。

Claims

1.一种反渗透水处理系统，包括反渗透处理装置，所述反渗透处理装置包括进水端、浓水出水端和产水出水端，其中，所述反渗透水处理系统还包括过滤装置，所述过滤装置包括进水端、浓水出水端和产水出水端，所述过滤装置的进水端与所述反渗透处理装置的浓水出水端相连，所述过滤装置的产水出水端与所述反渗透处理装置的进水端相连。

2.根据权利要求1的水处理系统，其中，所述过滤装置选自纳滤装置或电吸附除盐装置。

3.根据权利要求1或2的水处理系统，其中，所述水处理系统还包括预处理系统，所述预处理系统的出水端与所述反渗透装置的进水端相连；所述预处理系统包括依次串联的石灰澄清池、滤池、离子交换装置以及除碳装置。

4.根据权利要求3的水处理系统，其中，所述离子交换装置包括一级钠离子交换装置以及连接在其下游的二级钠离子交换装置。

5.根据权利要求3的水处理系统，其中，所述石灰澄清池包括一个或多个加药装置。

6.根据权利要求3的水处理系统，其中，所述预处理系统还包括一个或多个加药装置。

7.一种反渗透水处理方法，其采用权利要求1-6任一项所述的水处理系统进行水处理。

8.根据权利要求7的水处理方法，其中，所述水处理方法包括以下步骤：

9.根据权利要求8的水处理方法，其中，所述水处理方法在所述S1步骤之前还包括S0步骤，所述S0步骤为：将待处理水经预处理系统进行处理。

10.根据权利要求9的水处理方法，其中，经所述预处理系统处理后，水的pH值为6～8.5。