CN106365183B - 一种高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法 - Google Patents

一种高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，具体包括：将电渗析提锂过程中产生的电极排放液同NaHSO3或Na2SO3溶液混合，反应2～5分钟，获得游离氯小于0.1mg/L的脱氯料液；然后以所述脱氯料液为脱盐原液，采用一级或两级离子交换膜电渗析法进行浓缩，在浓缩室获得锂含量为10～16g/L的浓缩产水，在脱盐室获得脱盐产水；最后将脱盐室获得的一级脱盐产水返回至电渗析提锂工艺段，用于配制电渗析提锂原液。本方法具有操作简单、占地面积小、投资省、成本低等优点，可实现电极排放液中锂和水量的同步、完全回收和零排放，提高资源利用效率，降低电渗析提锂运行成本。

Description

一种高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法
技术领域
本发明涉及一种高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法。
背景技术
以高镁锂比盐湖、地热、油田水等液体锂矿为原料，采用离子交换膜电渗析法从其中选择性分离提取锂盐时，其电极冲洗液经一定周期循环运行后，需要定量排放并补充新液，以控制其中的镁离子和氯离子的含量，防止氢氧化镁沉淀的生成，避免氯气大量生成而污染周边环境，保障过程的安全稳定运行。
这些排放液是由硝酸盐体系(如NaNO3+HNO3)或硫酸盐体系(如Na2SO4+H2SO4)电极新液经电渗析过程离子透过极膜的置换迁移而得，其中镁、锂、钾等阳离子同新液中的钠部分置换，氯离子同新液中的硝酸根或硫酸根部分置换。组成较为复杂，其中镁离子含量接近1g/L，锂离子含量从几十个ppm到5g/L，除了锂、镁、氯离子外，还含有较多的钠离子和硝酸根(或硫酸根)，以及5～150mg/L的游离氯，具有一定的酸度。同电渗析脱盐液和浓缩液相比，这些电极排放液量较小，但不加以回收利用，不仅浪费淡水和价格不菲的锂资源，提高成本，而且会对卤水资源和周边环境造成一定的污染。
针对含有较多镁离子和游离氯的酸性电极排放液的回收目的，目前没有简单、成熟的技术可以应用，为了避免设备的腐蚀问题，企业大多采用直接排放的做法处理这些排放液，对盐湖周边环境造成了不容忽视的污染。而现有已公开的溶液中提锂方法，都不是针对含有较多镁离子和游离氯的酸性电极排放液的处理而发明的技术，无法独立实现将其中的锂离子富集到10～16g/L以上的同时，回收利用其中的水量。中国专利200310122238.3公开了一种从高镁锂比盐湖卤水分离镁和浓缩锂的方法，采用一价离子选择性离子交换膜电渗析，同时实现了镁锂分离和锂的浓缩，浓缩液中锂的含量可以提高到10g/L或者更高，但该专利仅将脱盐原液限定为镁锂比为1～300的盐湖卤水及其蒸发所得浓缩卤水。另外，天然蒸发法只能浓缩锂而不能分离其中的镁，无法回收其中绝大部分水量，而且强制蒸发还存在能耗高，成本无法控制等问题；离子交换法只能除镁，难以将锂浓缩到5g/L以上；纳滤法对排放液中的镁截留效率很低，不能对其中的锂起到浓缩作用；反渗透法虽能回收排放液中的部分淡水，但不能除去其中的镁，其浓缩产水中的锂离子低于5g/L。另外，当料液中游离氯高于0.5mg/L时，在其长期作用下，会导致离子交换树脂、离子交换膜、纳滤膜、反渗透膜等分离介质因发生离子交换基团降解或交联剂断裂而逐步损坏。
发明内容
为克服现有技术的不足，本发明提供了一种高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，具体步骤如下：
脱除游离氯步骤：
将电渗析提锂过程中产生的电极排放液同NaHSO3或Na2SO3溶液混合，反应2～5分钟，获得游离氯小于0.1mg/L的脱氯料液；所述电极排放液中锂离子为100～5000mg/L、pH为1～3、游离氯5～150mg/L；
其中，所述NaHSO3溶液中含NaHSO3的质量和电极排放液中含游离氯的质量比为1.4～2.2；所述Na2SO3溶液中含Na2SO3的质量和电极排放液中游离氯的质量比为1.8～4.0；所述游离氯按Cl2计算；
电渗析富集锂步骤：
电渗析装置由交替排列的阳离子交换膜和阴离子交换膜构成的膜堆以及膜堆两侧的阴阳两级构成；其中阴离子交换膜和阳离子交换膜之间形成交替排列的浓缩室和脱盐室；以所述脱氯料液为脱盐原液，在直流电场的作用下，使所述脱盐原液中的锂离子通过阳离子交换膜从脱盐室迁移至浓缩室，在浓缩室获得锂含量为10～16g/L的浓缩产水，在脱盐室获得脱盐产水；
其中，当所述浓缩产水含锂量低于10g/L时，需要二级电渗析：以所述浓缩产水为二级脱盐原液，在直流电场的作用下对所述二级脱盐原液进行浓缩，使所述二级脱盐原液中的锂离子通过交换膜从脱盐室迁移至二级浓缩室，在二级浓缩室获得锂含量为10～16g/L的二级浓缩产水，在二级脱盐室获得二级脱盐产水；二级脱盐产水返回至与所述脱氯料液合并作为脱盐原液，形成级间耦合。
其中，所述阳膜为一价离子选择性阳膜，优选地，可采用日本ASTOM公司生产的CIMS或K192膜，旭硝子公司的CSO(CSV)膜或其它公司具有相近选择性的阳膜。
其中，所述浓缩液进水由去离子水、同级浓缩产水或同级浓缩产水稀释液组成。优选地，所述浓缩液进水采用少量同级浓缩产水，其体积应以保障浓缩流路正常循环和导电为宜，利用电渗析过程中水的电渗透现象，脱盐液中的一小部分水迁移到浓缩液，从而实现浓缩液体积及锂含量的同步提升。
其中，所述NaHSO3溶液或Na2SO3溶液的质量浓度为1％～10％。
其中，控制所述一级浓缩进水同一级脱盐原液的体积比为0～0.1；控制所述二级浓缩进水同二级脱盐原液的体积比为0～0.1。
其中，所述直流电场作用采用恒电压或恒电流操作，控制平均电流密度为50A/m2～550A/m2。
其中，视电极排放液为硝酸盐体系还是硫酸盐体系，电渗析过程分别采用硝酸盐体系或硫酸盐体系作为电极循环液，以避免氯气大量生成。
其中，电渗析过程浓缩室和脱盐室内表观流速为2～6cm/s。
其中，电渗析过程为批量进出料的间歇式操作或者连续进出料的连续操作。
另外，由于电极液排放量相对于提锂工艺段的电渗析提锂原液或富锂浓缩产水流量很小，步骤(1)所得脱氯料液可直接返回到提锂工艺段用于配制电渗析提锂料液，或者作为提锂工艺段的浓缩液进水，由此实现电极排放液的全部回用，节约提锂工艺段的淡水用量。此种情形下，步骤(1)所得脱氯料液是作为电渗析脱盐液原液的一部分进行电渗析操作，在电渗析提锂工艺段同样获得锂含量超过10g/L的浓缩产水。
回用一级脱盐产水：
相对于提锂工艺段的电渗析提锂料液，在步骤(2)一级脱盐室获得的一级脱盐产水量不到5％，将其返回至高镁溶液电渗析提锂工艺段，用于配制电渗析提锂料液，由此实现电极排放液的全部回用，节约提锂工艺段的淡水用量。
另外，本发明还提供备选的技术方案，例如，在所述脱氯料液中加入烧碱或纯碱溶液，除去镁离子和钙离子后过滤，获得的滤液用酸调节pH值为3～7后，作为脱盐原液进入所述电渗析富集锂步骤。
有益效果：
本发明通过以上步骤，可将高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液中的游离氯脱除到0.1mg/L，其中的锂浓缩富集到10～16g/L，获得适于制备碳酸锂等锂盐产品的料液，同时将其中的水量回用到生产，显著降低电渗析操作成本，保护周边环境。
本发明具有占地面积小，投资省，零排放、操作稳定等优点：
(1)为高镁溶液电渗析提锂过程电极循环废水的回收利用提供了一种简单、高效的技术方案，实现了其中锂离子和水量的完全回收，所获富锂浓缩液适于制备碳酸锂等基础锂盐。
(2)通过电渗析级间耦合，以及一级脱盐产水或脱氯后的电极排放液回用到高镁溶液电渗析提锂工艺段，实现了锂和水量的100％回收，实现了电极循环液的零排放，提高了锂和淡水资源的利用效率，降低了电渗析运行成本。
(3)电渗析在化工、环保、食品、医药等多个领域有着广泛、成熟的应用，过程连续、稳定，操作简单，占地面积小，投资省，成本低，因此本发明技术方案极易推广应用。
(4)适用于以各种含锂料液为原料，采用电渗析法浓缩富集锂盐过程中电极循环废水的回收利用，推广价值较高。
(5)本发明技术方案十分可靠，选择性电渗析提锂技术已在东台吉乃尔盐湖达到万吨级规模验证，是目前我国盐湖提锂最成功的技术，因此本发明具有极好的应用前景。
附图说明
图1为本发明高镁溶液电渗析提锂电极排放液回收方法的实施例四的流程示意图；
图2为本发明高镁溶液电渗析提锂电极排放液回收方法的实施例八的流程示意图；
图3为本发明高镁溶液电渗析提锂电极排放液回收方法的实施例九的流程示意图。
具体实施方式
以下结合附图及实施例对本发明作进一步详细描述。
本发明通过脱离游离氯、电渗析富集锂以及回用一级脱盐产水三个步骤将含有较多镁离子和游离氯的酸性电极排放液进行回收，并将其中的锂离子富集到10～16g/L或更高浓度。
本发明针对所述高镁溶液电渗析提锂电极排放液回收方法具体设置了九个实施例。
实施例一
该实施例用以说明中高镁锂比原液提锂过程电极排放液(硝酸盐体系)的处理效果。
以中高镁锂比(Mg/Li＝15～100)盐湖老卤为原料，电渗析提锂过程产生的一种电极排放液，含有867mg/L锂、1150mg/L钠、52.9mg/L钾、910mg/L镁、17.8mg/L钙、2621mg/L氯离子、11970mg/L硝酸根、1.4mg/L硫酸根以及30mg/L游离氯，pH为1.8。取50L该排放液，在其中加入4％的亚硫酸钠溶液71mL(Na2SO3:Cl2＝1.96)，充分混合并反应3分钟，测得反应后料液的游离氯为0.08mg/L。使用一包含9对日本ASTOM公司生产的CIMS阳膜和ACS阴膜交替排列组成的电渗析器进行处理，其膜间距为0.75mm，总有效膜面积为0.16m2。取去离子水0.77L用作浓缩液进水，脱氯排放液用作脱盐原液，两者体积比为0.0154，电极循环液采用0.25mol/L NaNO3和0.02mol/L HNO3的混合液，以140A/m2恒电流进行电渗析操作，浓缩室和脱盐室的表观线速度分别为3cm/s和5cm/s，运行16小时25分，获得浓缩产水3.12L。脱盐原液、脱盐产水、浓缩产水组成见表1。
表1
结果表明，经过一级电渗析，浓缩产水中锂浓度提高到11.97g/L，Mg/Li比只有0.16，可经简单精制除杂后制备碳酸锂产品；脱盐产水中锂含量降低到118mg/L，锂收率为87％；脱盐产水中氯和硝酸根大大降低，TDS(溶解性固体总量)只有6240mg/L，可返回提锂工艺段用于配制提锂原液或浓缩液进水。
实施例二
该实施例用以说明中低镁锂比原液提锂过程电极排放液(硝酸盐体系)的处理效果。
以中低镁锂比(Mg/Li＝1～15)料液为原料，电渗析提锂过程产生的一种电极排放液，含有2724mg/L锂、1146mg/L钠、166mg/L钾、899mg/L镁、55.9mg/L钙、13230mg/L氯离子、10050mg/L硝酸根、4.2mg/L硫酸根以及102mg/L游离氯，pH为1.9。取50L该排放液，在其中加入10％的亚硫酸氢钠溶液68mL(NaHSO3:Cl2＝1.48)，充分混合并反应4分钟，测得反应后料液的游离氯为0.05mg/L。使用与实施例一相同的电渗析装置。取去离子水0.77L用作浓缩液进水，脱氯排放液用作脱盐原液，两者体积比为0.0154，电极循环液采用0.25mol/L NaNO3和0.02mol/L HNO3的混合液，以19V恒电压进行电渗析操作，浓缩室和脱盐室的表观线速度分别为2cm/s和6cm/s，运行17小时37分，平均电流密度为382A/m2，获得浓缩产水8.49L。脱盐原液、脱盐产水、浓缩产水组成见表2。
结果表明，经过一级电渗析，浓缩产水中锂浓度提高到14.77g/L，Mg/Li比只有0.12，可经简单精制除杂后制备碳酸锂产品；脱盐液中锂含量降低到225mg/L，锂收率为93％；脱盐产水中氯和硝酸根大大降低，TDS只有5640mg/L，可返回提锂工艺段用于配制提锂原液或浓缩液进水。
表2
实施例三
该实施例用以说明超高镁锂比原液提锂过程电极排放液(硝酸盐体系)的处理效果。
以超高镁锂比(Mg/Li>100)料液在原料，电渗析提锂过程产生的一种电极排放液，含有202mg/L锂，405mg/L钠，9.9mg/L钾，910mg/L镁，4.1mg/L钙，1475mg/L氯离子，6229mg/L硝酸根，0.3mg/L硫酸根，14mg/L游离氯，pH为1.7。取50L该排放液，在其中加入1％的亚硫酸钠溶液250mL(Na2SO3:Cl2＝3.60)，充分混合并反应3分钟，测得反应后料液的游离氯为0.03mg/L。使用与实施例一相同的电渗析装置，仅其中的膜更换为旭硝子公司生产的一价离子选择性阳膜CSO和阴膜ASV。取去离子水0.77L用作浓缩液进水，脱氯排放液用作脱盐原液，两者体积比为0.0153，电极循环液采用0.25mol/L NaNO3和0.02mol/L HNO3的混合液，以12V恒电压进行电渗析操作，浓缩室和脱盐室的表观线速度分别为4cm/s和6cm/s，
运行4小时12分，平均电流密度为100A/m2，获得浓缩产水1.21L。脱盐原液、脱盐产水、浓缩产水组成见表3。
结果表明，经过一级电渗析，浓缩产水中锂浓度提高到5.615g/L，Mg/Li比降低到0.98，该浓度仍需将锂进一步浓缩才能经简单精制除杂后制备碳酸锂产品；脱盐产水中锂含量降低到65mg/L，锂收率为68％；脱盐产水中氯和硝酸根显著降低，TDS只有5547mg/L，可返回提锂工艺段用于配制提锂原液或浓缩液进水，从而实现锂和水量的完全回收。
表3
实施例四
如图1所示，该实施例用以说明二级电渗析出对一级浓缩产水中锂的提浓效果。
取去离子水0.77L用作浓缩液进水，实施例三累计操作所获取浓缩产水12L用作脱盐原液，两者体积比为0.0642，电极循环液采用0.25mol/L NaNO3和0.02mol/L HNO3的混合液。采用同实施例三相同的电渗析装置，以500A/m2恒电流进行电渗析操作，一级/二级浓缩室和一级/二级脱盐室的表观线速度分别为3cm/s和5cm/s，运行10小时38分，获得浓缩产水4.75L。二级脱盐原液、二级脱盐产水、二级浓缩产水组成见表4。
表4
结果表明，增加二级电渗析后，二级浓缩产水中锂浓度提高到13.33g/L，Mg/Li比降低到0.37，可经简单精制除杂后制备碳酸锂产品；锂收率为95％，二级脱盐产水中仍有420mg/L的Li，可返回到一级电渗析，同一级脱盐原液合并使用，从而形成级间耦合，提高锂的综合收率。
实施例五
该实施例用以说明中高镁锂比原液提锂过程电极排放液(硫酸盐体系)的处理效果。
以中高镁锂比(Mg/Li＝15～100)料液为原料，电渗析提锂过程产生的一种电极排放液，含有1022mg/L锂、1891mg/L钠、62.4mg/L钾、899mg/L镁、21.0mg/L钙、2688mg/L氯离子、11620mg/L硫酸根以及32mg/L游离氯，pH为2.0。取50L该排放液，在其中加入1％的亚硫酸氢钠溶液334mL(NaHSO3:Cl2＝2.10)，充分混合并反应2分钟，测得反应后料液的游离氯为0.02mg/L。使用与实施例一相同的电渗析装置，仅将其中阴膜换为ASTOM的AMX普通膜。取去离子水0.77L用作浓缩液进水，脱氯料液用作脱盐原液，两者体积比为0.0153，电极循环液采用0.15mol/L Na2SO4和0.01mol/L H2SO4的混合液，以196恒电压进行电渗析操作，浓缩室和脱盐室的表观线速度分别为4cm/s和6cm/s，运行18小时17分，平均电流密度为150A/m2，获得浓缩产水3.66L。脱盐原液、脱盐产水、浓缩产水组成见表5。
表5
结果表明，经过一级电渗析，浓缩产水中锂浓度提高到12.16g/L，Mg/Li比只有0.15，可经简单精制除杂后制备碳酸锂产品；脱盐产水中锂含量降低到129mg/L，锂收率为88％；脱盐产水中氯和硫酸根大大降低，TDS只有5600mg/L，可返回提锂工艺段用于配制提锂原液或浓缩液进水。
实施例六
该实施例用以说明电极排放液经脱氯处理后可返回提锂工艺段用于电渗析提锂原液的配制。
一种中高镁锂比盐湖老卤，含有6056mg/L锂、2752mg/L钠、643mg/L钾、118100mg/L镁、7.2mg/L钙、360333mg/L氯离子以及19386mg/L硫酸根。取该老卤25L，实施例一中脱氯后的电极排放液800mL，去离子水24.2L，均匀混合后滤去其中固体悬浮物。取去离子水0.77L用作浓缩液进水，混合滤液约50L用作脱盐原液。电极循环液采用0.25mol/L NaNO3和0.02mol/L HNO3的混合液。采实施例一相同的电渗析装置，以200A/m2恒电流进行电渗析操作，浓缩室和脱盐室的表观线速度分别为3cm/s和5cm/s，运行56小时28分，获得浓缩产水8.96L。脱盐原液、脱盐产水、浓缩产水组成见表6。
表6
结果表明，经过一级电渗析，浓缩产水中锂浓度提高到14.54g/L，Mg/Li比由19.4降低到1.9，可经精制除杂后制备碳酸锂产品，或者再经一级电渗析进一步精制后用于碳酸锂等产品的制备；电极排放液可按实际生产中比例关系返回提锂工艺段用于电渗析提锂原液的配制，其中的锂和水量全部得到重复利用，有效降低了淡水的消耗量，只是在产水中增加了微量的硝酸根。
实施例七
该实施例用以说明电极排放液经脱氯处理后可返回提锂工艺段用作浓缩液进水。
取与例六同样的老卤25L，去离子水25L，均匀混合后滤去其中固体悬浮物。取例一中脱氯后的电极排放液800mL用作浓缩液进水，混合滤液约50L用作脱盐原液。电极循环液采用0.25mol/L NaNO3和0.02mol/L HNO3的混合液。采用同例一相同的电渗析装置，以200A/m2恒电流进行电渗析操作，浓缩室和脱盐室的表观线速度分别为3cm/s和5cm/s，运行56小时12分，获得浓缩产水8.95L。脱盐原液、脱盐产水、浓缩产水组成见表7。
结果表明，脱氯后的电极排放液可按实际生产中比例关系返回提锂工艺段用作浓缩液进水，其中的锂和水量全部得到重复利用，有效降低了淡水的消耗量，但同时在产水中增加了较多的硝酸根。
表7
综合以上实施例说明，高镁溶液电渗析提锂过程中产生的电极排放液，通过脱氯步骤，将其中游离氯降低到0.1mg/L以下后，作为电渗析脱盐原液，通过一级或两级电渗析，回收其中的锂，锂离子富集到10～16g/L以上，并将所得一级脱盐产水返回到提锂工艺段配制电渗析提锂料液或者用作浓缩液进水。采取本技术方案，可实现这些电极排放液中锂和水量的完全回收和零排放。另外，电渗析提锂工段中原液的镁锂比越高，电极排放液中镁离子所占比例越高，即镁离子透过极膜的电流效率越高，为保持镁离子浓度在1g/L左右，电极循环液更新周期越短，其排放量相对于提锂工段浓缩产水或提锂原液的比例也越高，因此本发明方案对超高镁锂比溶液提锂生产尤其具有较好应用价值。
实施例八
如图2所示，在脱氯料液中加入烧碱和纯碱溶液，除去其中的镁离子和钙离子，所得滤液用盐酸调节到pH＝3～7，作为电渗析脱盐原液进行锂的浓缩，获得锂含量大于10g/L的富锂浓缩液。电渗析脱盐产水作为反渗透进水用于回收其中60％左右的淡水，用于配制提锂工段新的电极液进水；反渗透浓缩产水返回到电渗析步骤同电渗析脱盐原液合并。该方案同样能实现锂和淡水的全部回收，电渗析所用阳膜无需是一价离子选择性阳膜。
实施例九
如图3所示，在脱氯料液中，首先采用两级电渗析脱盐，一级电渗析获得锂含量大于10g/L的富锂浓缩液；一级电渗析所得脱盐产水进入二级电渗析进行深度脱盐，获得氯根低于500mg/L的二级脱盐产水，二级浓缩产水返回到一级同一级脱盐原液合并；二级脱盐产水中加入烧碱和纯碱溶液，除去其中的钙、镁离子，过滤后所得滤液用于配制提锂过程中新的电极液进水。该方案也能实现锂和水量的全部回收。
以上所述为本发明的具体实施方式，其目的是为了清楚说明本发明而作的举例，并非是对本发明的实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明权利要求的保护范围之内。

Claims (10)

1.一种高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，其特征在于，包括如下步骤：
脱除游离氯步骤：
将电渗析提锂过程中产生的电极排放液同NaHSO3或Na2SO3溶液混合，反应2～5分钟，获得游离氯小于0.1mg/L的脱氯料液；所述电极排放液中锂离子为100～5000mg/L、pH为1～3、游离氯5～150mg/L；
其中，所述NaHSO3溶液中含NaHSO3的质量和电极排放液中含游离氯的质量比为1.4～2.2；所述Na2SO3溶液中含Na2SO3的质量和电极排放液中游离氯的质量比为1.8～4.0；所述游离氯按Cl2计算；
电渗析富集锂步骤：
电渗析装置由交替排列的阳离子交换膜和阴离子交换膜构成的膜堆以及膜堆两侧的阴阳两级构成；其中阴离子交换膜和阳离子交换膜之间形成交替排列的浓缩室和脱盐室；以所述脱氯料液为脱盐原液，在直流电场的作用下，使所述脱盐原液中的锂离子通过阳离子交换膜从脱盐室迁移至浓缩室，在浓缩室获得锂含量为10～16g/L的浓缩产水，在脱盐室获得脱盐产水；
回用脱盐产水步骤：
将所述脱盐产水返回至高镁溶液电渗析提锂过程中，用于配制电渗析提锂料液。
2.根据权利要求1所述高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，其特征在于，
当所述浓缩产水含锂量低于10g/L时，需要二级电渗析：以所述浓缩产水为二级脱盐原液，在直流电场的作用下对所述二级脱盐原液进行浓缩，使所述二级脱盐原液中的锂离子通过阳离子交换膜从脱盐室迁移至二级浓缩室，在二级浓缩室获得锂含量为10～16g/L的二级浓缩产水，在二级脱盐室获得二级脱盐产水；二级脱盐产水返回至与所述脱氯料液合并作为脱盐原液，形成级间耦合。
3.根据权利要求1所述高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，其特征在于，所述NaHSO3溶液或Na2SO3溶液的质量浓度为1％～10％。
4.根据权利要求2所述高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，其特征在于，所述一级浓缩室和所述二级浓缩室均设有浓缩进水，控制所述浓缩进水与其同级脱盐原液的体积比为0～0.1。
5.根据权利要求4所述一种高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，其特征在于，所述浓缩液进水由去离子水、同级浓缩产水或同级浓缩产水稀释液组成。
6.根据权利要求1或2所述高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，其特征在于，所述阳离子交换膜是一价离子选择性阳膜。
7.根据权利要求6所述高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，其特征在于，所述阳离子交换膜选自日本ASTOM公司生产的CIMS阳膜或者K192膜、或者旭硝子公司的CSO膜或CSV膜。
8.根据权利要求1或2所述高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，其特征在于，所述直流电场作用采用恒电压或恒电流操作，控制平均电流密度为50A/m2～550A/m2。
9.根据权利要求1或2所述高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，其特征在于，在所述脱氯料液中加入烧碱或纯碱溶液，除去镁离子和钙离子后过滤，获得的滤液用酸调节pH值为3～7后，作为脱盐原液进入所述电渗析富集锂步骤。
10.根据权利要求1所述高镁溶液电渗析提锂过程中电极排放液的回收方法，其特征在于，将所述脱氯料液直接返回到所述高镁溶液电渗析提锂过程，用于配制电渗析提锂料液，或作为提锂工艺段的浓缩液进水，实现电极排放液的全部回用。
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