CN109912118A - 一种高盐分色纺废水资源化零排放系统和方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种高盐分色纺废水资源化零排放系统和方法。所述系统包括前处理生化系统、高级氧化系统、过滤系统和膜浓缩蒸发系统；所述的前处理生化系统包括依次通过管道连接的格栅调节池、初沉池、水解酸化池、中间沉淀池、好氧池、MBR池和MBR产水池；所述的膜浓缩蒸发系统包括一级反渗透装置、二级反渗透装置、电渗析装置、蒸发装置、离心装置和中间水池。本发明提供了一种基于上述系统的高盐分色纺废水资源化零排放方法。本发明有效地解决了高盐分色纺废水排放对环境产生的污染问题，可回收淡水和结晶盐，整个生产工艺实现了零排放，成本和能耗低，具有显著的环境效益和经济效益。

Description

一种高盐分色纺废水资源化零排放系统和方法

技术领域

本发明涉及印染废水处理领域，具体涉及一种高盐分色纺废水资源化零排 放系统和方法。

背景技术

纺织印染工业是我国国民经济的传统产业，也是我国出口创汇支柱性产业。 但是，纺织印染行业同时也是我国工业水污染物的重点污染来源，据国家环保 总局统计，印染行业排放的印染废水总量位于全国各工业部门排放总量的第五 位，环境危害十分严重。据清洁生产调查可知，该企业每染1t棉散纤维或纱线， 需产生80t左右的染色废水，且其主要成分为染色过程中所加入的工业盐，主要 为硫酸钠和氯化钠。对于传统工艺的零排放，基本都是高压膜浓缩配合蒸发工 艺，但由于染色废水量大，如果零排放采用传统的浓缩蒸发工艺，经过核算成 本会高达40～50元每吨，这在经济上是不可行的。目前公开的一些零排放处理 方法，存在投资运行成本高、运行过程中污堵结垢、盐无法回用等问题。

因此，如何解决色纺废水的回用过程中工艺设备系统的稳定运行，同时降 低废水处理工艺的费用；同时考虑前段染色过程中需要添加大量的工业盐，而 废水中含有的大量工业盐外排对环境造成了很大的污染，而且也造成了工业盐 资源的浪费的角度。因此，需要开发一种处理工艺使得能够降低零排放的运行 成本，也能对废水中的工业盐进行回用，降低对环境的污染。

发明内容

本发明所提供的是一种印染企业高盐分色纺废水资源化零排放系统及方 法，有效地解决了高盐分色纺废水排放对环境产生的污染问题，可回收原废水 中90％以上的淡水和结晶盐(氯化钠+硫酸钠)，整个生产工艺实现了零排放， 成本和能耗低，具有显著的环境效益和经济效益。

为实现上述目的，本发明采用如下技术方案：

本发明一种高盐分色纺废水资源化零排放系统，包括前处理生化系统、高 级氧化系统、过滤系统和膜浓缩蒸发系统；

所述的前处理生化系统包括依次通过管道连接的格栅调节池、初沉池、水 解酸化池、中间沉淀池、好氧池、MBR池和MBR产水池；

所述MBR产水池的出水口与高级氧化系统的进水口通过管道连接；所述高 级氧化系统的出水口通过管道与所述过滤系统的进水口连接；所述过滤系统的 出水口通过管道连接膜浓缩蒸发系统的进水口；

所述的膜浓缩蒸发系统包括一级反渗透装置、二级反渗透装置、电渗析装 置、蒸发装置、离心装置和中间水池；所述一级反渗透装置的浓水出口和淡水 出口分别通过管道与二级反渗透装置的进水口和中间水池的进水口连接，所述 二级反渗透装置的浓水出口和淡水出口分别通过管道与电渗析装置的料液进口 和中间水池的进水口连接，所述电渗析装置的浓水出口和淡水出口分别通过管 道与蒸发装置的料液进口和二级反渗透装置的进水口连接。

本发明中，所述的高盐分色纺废水的特征为：色度200-2000倍，COD为 1000-10000mg/L，pH为8-12，电导为25-35mS/cm，TDS含量为1-2％。

作为优选，所述的高级氧化系统为臭氧催化氧化系统。

作为进一步的优选，所述的臭氧催化氧化系统使用CN104355392A公开的 臭氧催化氧化池装置，本发明对该专利文献做全文引用。所述的臭氧催化氧化 池装置包括臭氧催化剂流化池和臭氧催化剂滤池，所述的臭氧催化剂流化池设 置有催化剂流化床，所述的臭氧催化剂滤池设置有催化剂滤床，所述的催化剂 流化床和催化剂滤床中均装有催化剂并且在催化剂流化床中催化剂呈流化状 态；所述的臭氧催化剂流化池的出水口通过管道与臭氧催化剂滤池的进水口连 接；所述臭氧催化剂滤池的出水口通过管道与过滤系统的进水口连接。

作为优选，所述的前处理生化系统还包括冷却塔，所述冷却塔分别通过管 道与格栅调节池的出水口和初沉池的入水口连接，其作用在于调节进入初沉池 的污泥的温度，以使其适合初沉池的处理条件。

作为优选，所述的前处理生化系统还包括污泥脱水系统，所述的污泥脱水 系统包括污泥池和污泥脱水机。

作为优选，所述的过滤系统包括精密过滤装置。更进一步优选所述精密过 滤装置的过滤精度设置需满足能过滤粒径在0.5μm以上的杂质。

本发明所述的一级反渗透装置和二级反渗透装置采用常规的反渗透装置， 包括膜系统主机、高压泵、增压泵、原水提升泵、仪器仪表、管阀件、控制系 统和化学清洗系统。作为优选，所述的一级反渗透膜装置使用的反渗透膜和二 级反渗透膜装置使用的反渗透膜均为陶氏的SW400。

本发明所述的电渗析装置包括稳流稳压直流电源、阳极板、阴极板和电渗 析膜堆，所述电渗析膜堆设于阳极板和阴极板之间，由阳离子交换膜(CM1)、阴 离子交换膜(AMl)依次间隔排列构成且最外侧均为阳离子交换膜，膜与膜之间均 设有防内外漏的弹性隔板；相邻的阳离子交换膜和阴离子交换膜形成隔室，每 个阴离子交换膜与相邻的两个阳离子交换膜分别形成两个隔室，靠近阳极的隔 室为浓缩室，靠近阴极的为淡化室；阳极板和阴极板分别与相邻的阳离子交换 膜形成阳极室和阴极室。所述的电渗析装置还包括极液罐、浓缩液罐和淡化液 罐，所述的极液罐分别与阴极室和阳极室连接，形成泵和阀门控制的循环回路； 所述的浓缩液罐与浓缩室连接，形成泵和阀门控制的循环回路；所述的淡化液 罐与淡化室连接，形成泵和阀门控制的循环回路。作为优选，采用的膜堆由2n+1 张膜组成，其中的阴阳膜分别为德国fumatech的FAB和FKB，n的取值为5以 上，更优选5-12，最优选为5。

作为优选，所述的蒸发装置为MVR蒸发器。

本发明还提供了一种基于上述系统的高盐分色纺废水资源化零排放方法， 所述方法包括以下步骤：

(1)前处理生化系统：首先将经过粗细机械格栅的高盐分色纺废水送入调 节池进行均质均量；出水自流入初沉池进行处理，降低污水的色度、悬浮物及 部分COD；初沉池出水自流进入水解酸化池，在厌氧、兼氧微生物作用下使大 分子有机物分解成小分子有机物；水解酸化池出水再自流入中间沉淀池进行处 理，以减少厌氧污泥流失及防止大量厌氧污泥进入好氧段；中间沉淀池出水进 入好氧池，通过好氧微生物对污水中的污染物进行降解；好氧池出水自流入MBR 池进行处理；经步骤(1)处理，使COD去除率在93％以上；

(2)高级氧化系统：使经过步骤(1)处理的废水进入高级氧化系统，氧 化废水中的有机物，进一步降低废水的色度和COD；经过该步骤，使废水中COD 去除效率大于50％，色度小于5；废水经步骤(1)和(2)处理后，达到膜浓缩 系统的进水指标；

(3)过滤系统：将步骤(2)得到的废水通过过滤装置进行过滤；

(4)膜浓缩蒸发系统：将经过过滤的废水进入一级反渗透装置进行处理， 得到一级反渗透浓水和一级反渗透淡水，一级反渗透浓水进入二级反渗透装置 进行处理，从而得到TDS含量为5-10％的二级反渗透浓水和二级反渗透淡水， 一级反渗透淡水和二级反渗透淡水都进入中间水池中暂存，二级反渗透膜浓水 进入到电渗析系统进行进一步处理，得到TDS含量为15-25％的电渗析浓水和电 渗析淡水，电渗析淡水重新进入二级反渗透装置进行处理，电渗析浓水进入蒸 发系统进行结晶得到结晶盐，蒸发产生的冷凝水排入到中间水池中暂存，蒸发 得到的结晶盐经离心得到结晶盐。所得的结晶盐作为助剂重新用于印染，中间 水池中的水达到纺织染整回用水标准，COD＜50，SS＜10，色度小于10，总硬 度小于20，电导率小于500μs/cm。

本发明步骤(1)所述的前处理生化系统，调节池、初沉池、水解酸化池、 中间沉淀池、好氧池、MBR池依次设置，顺序不能颠倒，否则达不到处理效果， 比如将中间沉淀池和好氧池颠倒，就会导致厌氧污泥流失及大量厌氧污泥进入 好氧段，并且处理效果不好会导致膜污染。作为优选，初沉池的处理条件为： 投加药剂，所述的药剂为聚丙烯酰胺(PAM)，投加量为1-3mg/L废水，反应 时间为20-40min。作为优选，水解酸化池的处理条件为：水解酸化池内溶解氧 控制在0.2g/L以上，水力停留时间在8-10h。作为优选，沉淀池的处理条件为：投加碱式氯化铝(PAC)，投加量为360-440mg/L废水，沉淀反应2-6小时， 使沉淀分离。作为优选，好氧池的处理条件为：溶解氧控制在2-4mg/L，控制 pH在6.0-8.5之间，水力停留时间为7-10h。作为优选，MBR池的处理条件为： 曝气强度为0.5-0.7m³/h，水力停留时间为10-12h。

作为优选，所述的前处理生化系统还包括污泥脱水系统，使中间沉淀池的 底部污泥进入污泥池，MBR池中的污泥进入污泥池，污泥池中的污泥经脱水处 理，产生的污泥被外运处置，产生的污水回流至格栅调节池。

作为优选，所述步骤(1)中，使部分中间沉淀池的污泥回流至水解酸化池， 以补充水解酸化池内因流失而减少的污泥量，提高反硝化效果。

作为优选，所述步骤(1)中，使部分MBR池的污泥回流至好氧池，以补 充好氧池内因流失而减少的污泥量，提高降解效果。

本发明步骤(2)中，所述的高级氧化系统优选为臭氧催化氧化系统。所述 臭氧催化氧化系统的具体操作为：采用CN104355392A公开的臭氧催化氧化池 装置；将废水的pH值调至5～6，使废水和臭氧气体从臭氧催化剂流化池的池底 同时向上流过催化剂流化床，其中催化剂处于流化状态，使臭氧更好地氧化废 水中的有机物，臭氧的用量为80-120mg/L废水(优选100mg/L废水)；废水从 臭氧催化剂流化池出来后再流入臭氧催化剂滤池，废水自上向下流过催化剂滤 床，臭氧可以进一步氧化废水中的有机物，同时去除悬浮物；废水在臭氧催化 剂流化池和臭氧催化剂滤池的处理时间各0.4-1.6h(优选1h)。所述装置中的 催化剂使用活性炭载二氧化锰催化剂。臭氧催化剂滤池中部分的有机物和悬浮 物会附着在催化剂表面造成催化剂的污染，因此需要反洗，反洗后的废水排入 废水调节池再处理。

作为优选，所述步骤(4)中，所述的过滤装置为精密过滤装置，主要用于 过滤0.5μm以上的水中颗粒灰尘和悬浮物，避免后期膜污染。

本发明步骤(4)中，基于成本、能耗和效果的综合考量，优选所述的一级 反渗透膜装置使用的反渗透膜和二级反渗透膜装置使用的反渗透膜均为陶氏的 SW400，具体操作为：是将废水进入一级反渗透装置处理，运行压力为2-5MPa， 膜通量小于7LMH时停止处理，得到一级反渗透浓水和一级反渗透淡水，所得 的一级反渗透淡水进入中间水池中暂存，所得的一级反渗透浓水进入二级反渗 透装置处理，运行压力为2-5MPa，膜通量小于7LMH时停止处理，得到二级反 渗透淡水和二级反渗透浓水，所得的二级反渗透淡水进入中间水池中暂存，二 级反渗透浓水进入到电渗析系统进行处理。

本发明步骤(3)中，二级反渗透浓水进入到电渗析系统进行进一步处理， 该步骤不但可对含盐废水做进一步浓缩，而且还可进一步提高盐的纯度。基于 成本、能耗和效果的综合考量，本发明优选所述电渗析系统采用的膜堆由2n+1 张膜组成，优选n的取值为5以上(优选5-12)，其中的阴阳膜分别为德国 fumatech的FAB和FKB，所述电渗析系统的操作为：电渗析过程采用恒定电流 法，控制电流恒定在30A以上(优选30A)，反应时间在110分钟以上(优选 110-260分钟)，得到电渗析浓水和电渗析淡水，得到的电渗析淡水重新进入二级反渗透装置进行处理。一般，增加膜的组数、提高电流、增加反应时间都有 利于改善电渗析效果，但同时也会增加成本和能耗。本发明最优选n＝5，电流为 30A，反应时间为110-260分钟，最优选110分钟。

作为优选，步骤(3)中所述的蒸发系统采用MVR蒸发器。

本发明步骤(3)经蒸发得到结晶盐通常还含有水，故还需要进一步离心， 以得到干燥的结晶盐，离心产生的母液可以回到蒸发系统进行蒸发。

本发明中，废水pH值的调节可以使用盐酸、氢氧化钠、碳酸钠、生石灰等， 本领域技术人员可以根据实际需要进行选择。

相比于现有技术，本发明的优点在于:

本发明所述的印染企业高盐分色纺废水资源化零排放的系统和方法，有效 地解决了高盐分色纺废水排放对环境产生的污染问题，可回收原废水中90％以 上的淡水作为工艺用水，反渗透产水、电渗析淡水和蒸发冷凝水均可用于农业 灌溉、景观用水等低含盐用水或者作为回用水，且可回收结晶盐(氯化钠+硫酸 钠)重新用于印染工艺；整个生产工艺实现了零排放，成本和能耗低，具有显 著的环境效益和经济效益。

附图说明

附图1为前处理生化系统；

附图2为膜浓缩蒸发系统。

附图3为电渗析装置示意图。

具体实施方式

下面结合附图1和2与具体实例对本发明的技术方案进行进一步的说明。

参见图1-3，本发明所述的高盐分色纺废水资源化零排放系统由前处理生化 系统、高级氧化系统、过滤系统和膜浓缩蒸发系统组成；

所述的前处理生化系统包括依次通过管道连接的格栅调节池、初沉池、水 解酸化池、中间沉淀池、好氧池、MBR池和MBR产水池，以及污泥池和污泥 脱水机；

所述的高级氧化系统为臭氧催化氧化系统，所述的臭氧催化氧化系统采用CN104355392A公开的臭氧催化氧化池装置；

所述MBR产水池的出水口与臭氧催化氧化池装置的臭氧催化剂流化池的 进水口通过管道连接；

所述的过滤系统包括精密过滤装置，所述臭氧催化氧化池装置的臭氧催化 剂滤池的出水口通过管道与所述精密过滤装置的进水口连接；所述精密过滤装 置的出水口与所述膜浓缩蒸发系统的进水口连接；

所述的膜浓缩蒸发系统包括一级反渗透装置、二级反渗透装置、电渗析装 置、蒸发装置、离心装置和中间水池；所述一级反渗透装置的浓水出口和淡水 出口分别通过管道与二级反渗透装置的进水口和中间水池的进水口连接，所述 二级反渗透装置的浓水出口和淡水出口分别通过管道与电渗析装置的料液进口 和中间水池的进水口连接；所述的一级反渗透装置和二级反渗透装置包括膜系 统主机、高压泵、增压泵、原水提升泵、仪器仪表、管阀件、控制系统和化学 清洗系统；

所述的电渗析装置包括稳流稳压直流电源、阳极板、阴极板和电渗析膜堆， 所述电渗析膜堆设于阳极板和阴极板之间，由阳离子交换膜(CM1)、阴离子交换 膜(AMl)依次间隔排列构成且最外侧均为阳离子交换膜，膜与膜之间均设有防内 外漏的弹性隔板；相邻的阳离子交换膜和阴离子交换膜形成隔室，每个阴离子 交换膜与相邻的两个阳离子交换膜分别形成两个隔室，靠近阳极的隔室为浓缩 室，靠近阴极的为淡化室；阳极板和阴极板分别与相邻的阳离子交换膜形成阳 极室和阴极室。所述的电渗析装置还包括极液罐、浓缩液罐和淡化液罐，所述 的极液罐分别与阴极室和阳极室连接，形成泵和阀门控制的循环回路；所述的 浓缩液罐与浓缩室连接，形成泵和阀门控制的循环回路；所述的淡化液罐与淡化室连接，形成泵和阀门控制的循环回路。

所述电渗析装置的浓缩液出口和淡化液出口分别通过管道与蒸发装置的料 液进口和二级反渗透装置的进水口连接；

所述的蒸发装置为MVR蒸发器。

实施例1

某印染企业采用色纺纱的先染后纺生产工艺，比传统工艺节水减排50％以 上，符合低碳环保要求。其中染色段主要染料为活性染料，主要采用的助剂为 硫酸钠。为了实现染色废水的零液体排放，并实现废水中盐的回用，将高含盐 染色段废水进行资源化处理。其中印染企业高盐分色纺废水为色度1500倍， COD1200mg/L，pH为9，电导为26mS/cm，TDS含量为1.4％的废水。

前处理生化系统见图1。首先将经过粗细机械格栅的高盐分色纺废水送入调 节池进行均质均量；出水自流入初沉池，投加药剂，药剂为聚丙烯酰胺(PAM)， 投加量为5.0mg/L废水，反应40min，降低污水的色度、悬浮物及部分COD； 初沉池出水自流进入水解酸化池，水解酸化池内溶解氧控制在0.2g/L以上，水 力停留时间在10h，在厌氧、兼氧微生物作用下使大分子有机物分解成小分子有 机物；出水再自流入沉淀池，投加碱式氯化铝(PAC)，投加量为400mg/L废 水，沉淀反应6小时，实现沉淀分离，减少厌氧污泥流失及防止大量厌氧污泥 进入好氧段；沉淀池出水进入好氧池，溶解氧控制在2-4mg/L，控制pH在6.0-8.5 之间，水力停留时间为7h，通过好氧微生物对污水中的污染物进行降解；出水 自流入MBR池，水输送到MBR池后，水力停留时间为10h，曝气强度为0.6m³/h， 生物反应池中活性污泥所含的微生物利用同化和异化作用来分解、硝化待处理 水中的可生化污染物，膜组件的主要作用是截留微生物和过滤出水；该步骤COD 去除率在93％以上。

臭氧催化氧化系统：采用CN104355392A公开的臭氧催化氧化池装置，臭 氧催化剂流化池和臭氧催化剂滤池均为一级操作，催化剂流化床中布置三层催 化剂，每层催化剂静态厚度0.5m，膨胀率15％，多孔孔径2～6mm，孔间距3～ 9mm。装置内催化剂组份为活性炭载二氧化锰催化剂，制备方法如下：将活性 炭用纯水洗净，后在80℃左右恒温烘干至恒重；将30质量份上述处理过的活性 炭分别依次置于70质量份浓度为0.4mol/L的Mn(NO₃)₂和60质量份浓度为 0.5mol/L的Na₂CO₃溶液中，摇床振荡7h左右，冲洗，在60-70℃恒温下干燥后，置于马弗炉中于340℃煅烧6h，冷却得到活性炭载二氧化锰催化剂。其他设置 参照CN104355392A。用盐酸将废水的pH调节至5-6，使废水和臭氧气体从臭 氧催化剂流化池的池底同时向上流过催化剂流化床，臭氧用量为100mg/L废水， 催化剂处于流化状态，使臭氧能更好地氧化废水中的有机物；废水再流入臭氧 催化剂滤池，臭氧催化剂滤池设置有催化剂滤床，废水自上向下流过催化剂滤 床，臭氧可以进一步氧化废水中的有机物，同时去除悬浮物。废水在臭氧催化 剂流化池和臭氧催化剂滤池的处理时间各约1h。经过该步骤，使废水中COD去 除效率大于50％，色度小于5。臭氧催化剂滤池需要反洗，反洗后的废水排入废 水调节池再处理。

使经过臭氧催化氧化系统处理的废水进入过滤精度为0.5μm的精密过滤装 置进行处理，以过滤0.5μm以上的水中颗粒灰尘和悬浮物，避免后期膜污染。

废水经前处理生化系统和臭氧催化氧化系统预处理后，达到膜浓缩系统的 进水指标。膜浓缩蒸发系统见图2。将经过精密过滤的高盐分废水进入一级反渗 透装置(其主要配件见表1)进行处理，得到一级反渗透浓水和淡水，所得的一 级反渗透淡水进入中间水池中暂存，所得的一级反渗透浓水进入二级反渗透装 置(其主要配件见表2)进行处理；二级反渗透装置处理所得的二级反渗透淡水 进入中间水池中暂存，二级反渗透浓水进入到电渗析装置进行进一步浓缩；

表1

表2

反渗透系统的操作条件：

1)一级反渗透装置所用反渗透膜为陶氏的SW400，所用压力为2.5MPa， 平均膜通量27.2m^2/L·h，膜通量小于7LMH时停止处理，得到的一级反渗透浓 水电导为38.62mS/cm，TDS含量在4.2％；一级反渗透淡水电导率为450μs/cm，TDS含量在0.2％，达到纺织染整回用水标准，回用于生产工段。

2)二级反渗透装置所用反渗透膜为陶氏的SW400，所用压力为5.5MPa， 平均膜通量21.9m²/L·h，膜通量小于7LMH时停止处理，得到的二级反渗透浓 水电导为82.31mS/cm，TDS含量在8.9％；二级反渗透淡水电导率为25.6μS/cm， TDS含量在0.12％，达到纺织染整回用水标准，回用于生产工段。浓水进入后 续的电渗析工艺。

3)电渗析装置包括C/A/C组成的膜堆，其中阴阳膜为德国fumatech的FAB 和FKB，膜堆由11张膜组成，将2)获得的二级反渗透浓水通入浓缩室，一定 体积的纯水分别通入淡化室，3wt％的硫酸溶液通入阳极室与阴极室；各隔室分 别外接各自的储液罐使液体各自循环流动，控制流速为40L/h并且使各隔室液体 流速保持一致，以避免隔室间存在压差而产生渗透；对阳极板与阴极板施加直 流电场，采用恒定电流法，控制电流恒定在30A，反应110分钟，浓水电导达 到150.00mS/cm，实验结束，所得电渗析淡水TDS含量降到0.06％，电渗析浓 水TDS含量达到15.2％，能耗为1.77kWh/kg。

4)电渗析装置同3)，将2)获得的二级反渗透浓水通入浓缩室，一定体积 的纯水分别通入淡化室，3wt％的硫酸溶液通入阳极室与阴极室；各隔室分别外 接各自的储液罐使液体各自循环流动，控制流速为40L/h并且使各隔室液体流速 保持一致，以避免隔室间存在压差而产生渗透；对阳极板与阴极板施加直流电 场，采用恒定电流法，控制电流恒定在30A，反应260分钟，浓水电导达到 210.72mS/cm，实验结束，所得电渗析淡液TDS含量降到0.26％，电渗析浓水 TDS含量达到19.8％，能耗为2.09kWh/kg。

5)电渗析装置同3)，将2)获得的二级反渗透浓水通入浓缩室，一定体积 的纯水分别通入淡化室，3wt％的硫酸溶液通入阳极室与阴极室；各隔室分别外 接各自的储液罐使液体各自循环流动，控制流速为40L/h并且使各隔室液体流速 保持一致，以避免隔室间存在压差而产生渗透；对阳极板与阴极板施加直流电 场，采用恒定电流法，控制电流恒定在15A，反应200分钟，浓水电导达到 180.72mS/cm，实验结束，电渗析淡液TDS含量降到0.76％，浓水TDS含量达 到17.5％，能耗为1.39kWh/kg。

6)电渗析装置同3)，将2)获得的二级反渗透浓水通入浓缩室，一定体积 的纯水分别通入淡化室，3wt％的硫酸溶液通入阳极室与阴极室；各隔室分别外 接各自的储液罐使液体各自循环流动，控制流速为40L/h并且使各隔室液体流速 保持一致，以避免隔室间存在压差而产生渗透；对阳极板与阴极板施加直流电 场，采用恒定电流法，控制电流恒定在25A，反应240分钟，浓水电导达到 203.97mS/cm，实验结束，所得电渗析淡液TDS含量降到0.54％，浓水TDS含 量达到18.9％，能耗为1.89kWh/kg。

电渗析浓缩后得到的电渗析浓水和淡水，电渗析淡水重新进入二级反渗透 装置进行处理，电渗析浓水采用HNMVR-20000型MVR蒸发器进行蒸发结晶， 控制温度在102℃，步骤3)、4)、5)和6)所得到的电渗析浓水分别经MVR 蒸发器蒸发、离心得到的硫酸钠晶体(元明粉)分别记为1号盐、2号盐、3号 盐和4号盐。蒸发产生的冷凝水排入到中间水池中暂存，中间水池中的水质都 达到纺织染整回用水标准，COD＜50，SS＜10，色度小于10，总硬度小于20， 电导率小于500μs/cm。

将所得的元明粉与该公司所用的元明粉标准品进行对比，以元明粉作为助 剂在同样的染棉工艺中的应用效果(即染色的牢度，如水洗牢度、沾色牢度等) 来判断元明粉是否合格，结果如表3所示：

表3

助剂	合格度
		元明粉标准品	合格
1号样盐	合格
		2号盐	合格
3号盐	不合格
		4号盐	不合格

可以看出，1号和2号盐完全符合染色要求。

对比例1

生化前处理、臭氧催化氧化、精密过滤步骤同实施例1，处理得到的废水进 入膜处理，一级反渗透装置、二级反渗透装置和电渗析装置同实施例1，处理条 件如下：

1)一级反渗透装置所用反渗透膜为沁森SW-8040，所用压力为2.5MPa，平 均膜通量32.2m²/L·h，膜通量小于7LMH时停止处理，得到的一级反渗透浓水 电导为27.62mS/cm，TDS含量在3.2％；一级反渗透淡水电导率为1340μs/cm， TDS含量在0.56％。

2)二级反渗透装置所用反渗透膜为沁森SW-8040，所用压力为5.5MPa，平 均膜通量37.6m²/L·h，膜通量小于7LMH时停止处理，得到的二级反渗透浓水 电导为51.67mS/cm，TDS含量在5.4％；二级反渗透淡水电导率为476μs/cm， TDS含量在0.04％。

3)取2)得到的二级反渗透浓水进入电渗析C/A/C组成的膜堆(阴阳膜为德 国fumatech的FAB和FKB)，调节电流30A，反应130分钟，浓水电导达到 183.00mS/cm，实验结束，所得电渗析淡液TDS含量降到1.2％，浓水TDS含量 达到18.7％，能耗为3.63kWh/kg。

4)取2)得到的二级反渗透浓水进入电渗析C/A/C组成的膜堆(阴阳膜为阴 阳膜为德国fumatech的FAB和FKB)，调节电流30A，反应260分钟，浓水 电导达到243.12mS/cm，实验结束，所得电渗析淡液TDS含量降到0.41％，浓 水TDS含量达到23.9％，能耗为4.17kWh/kg。

5)取2)得到的二级反渗透浓水进入电渗析C/A/C组成的膜堆(阴阳膜为阴 阳膜为德国fumatech的FAB和FKB)，调节电流15A，反应200分钟，浓水 电导达到151.72mS/cm，实验结束电渗析淡液TDS含量降到0.16％，浓水TDS 含量达到14.5％，能耗为1.67kWh/kg。

将对比例1中步骤3)、4)和5)所得到的电渗析浓水经HNMVR-20000 型MVR蒸发器蒸发、离心得到的硫酸钠晶体(元明粉)分别记为3号盐、4号 盐和5号盐。按照实施例1的方法将所得的元明粉与该公司所用的元明粉标准 品进行对比，结果如表4所示：

表4

助剂	合格度
		元明粉标准品	合格
3号盐	不合格
		4号盐	不合格
5号盐	不合格

可以看出，采用的反渗透膜为沁森SW-8040MVR时，所得的元明粉并不能 作为该公司染色材料的助剂处理色棉，不符合该公司染色要求。

显然，上述所述实施例仅仅为了清楚的表达本发明所举的案例，并非对本 发明的实施方式设定了限定条件。凡依本申请专利范围的内容所作的等效变化 与修饰均处于本发明的保护范围之内。

Claims (10)

1.一种高盐分色纺废水资源化零排放系统，包括前处理生化系统、高级氧化系统、过滤系统和膜浓缩蒸发系统；

所述的前处理生化系统包括依次通过管道连接的格栅调节池、初沉池、水解酸化池、中间沉淀池、好氧池、MBR池和MBR产水池；

所述MBR产水池的出水口与高级氧化系统的进水口通过管道连接；所述高级氧化系统的出水口通过管道与所述过滤系统的进水口连接；所述过滤系统的出水口通过管道连接膜浓缩蒸发系统的进水口；

所述的膜浓缩蒸发系统包括一级反渗透装置、二级反渗透装置、电渗析装置、蒸发装置、离心装置和中间水池；所述一级反渗透装置的浓水出口和淡水出口分别通过管道与二级反渗透装置的进水口和中间水池的进水口连接，所述二级反渗透装置的浓水出口和淡水出口分别通过管道与电渗析装置的料液进口和中间水池的进水口连接，所述电渗析装置的浓水出口和淡水出口分别通过管道与蒸发装置的料液进口和二级反渗透装置的进水口连接。

2.如权利要求1所述的系统，其特征在于：所述高级氧化系统为臭氧催化氧化系统。

3.如权利要求1所述的系统，其特征在于：所述的前处理生化系统还包括污泥脱水系统，所述的污泥脱水系统包括污泥池和污泥脱水机。

4.如权利要求1所述的系统，其特征在于：所述的过滤系统包括精密过滤装置。

5.如权利要求1所述的系统，其特征在于：所述的蒸发装置为MVR蒸发器。

6.一种基于权利要求1所述系统的高盐分色纺废水资源化零排放方法，其特征在于：所述的高盐分色纺废水的特征为：色度200-2000倍，COD为1000-10000mg/l，pH为8-12，电导为25-35mS/cm，TDS含量为1-2％；所述方法包括以下步骤：

(1)前处理生化系统：首先将经过粗细机械格栅的高盐分色纺废水送入调节池进行均质均量；出水自流入初沉池进行处理，降低污水的色度、悬浮物及部分COD；初沉池出水自流进入水解酸化池，在厌氧、兼氧微生物作用下使大分子有机物分解成小分子有机物；水解酸化池出水再自流入中间沉淀池进行处理，以减少厌氧污泥流失及防止大量厌氧污泥进入好氧段；中间沉淀池出水进入好氧池，通过好氧微生物对污水中的污染物进行降解；好氧池出水自流入MBR池进行处理；经步骤(1)处理，使COD去除率在93％以上；

(2)高级氧化系统：使经过步骤(1)处理的废水进入高级氧化系统，氧化废水中的有机物，进一步降低废水的色度和COD；经过该步骤，使废水中COD去除效率大于50％，色度小于5；

(3)过滤系统：将步骤(2)得到的废水通过过滤装置进行过滤；

(4)膜浓缩蒸发系统：将经过过滤的废水进入一级反渗透装置进行处理，得到一级反渗透浓水和一级反渗透淡水，一级反渗透浓水进入二级反渗透装置进行处理，从而得到TDS含量为5-10％的二级反渗透浓水和二级反渗透淡水，一级反渗透淡水和二级反渗透淡水都进入中间水池中暂存，二级反渗透膜浓水进入到电渗析系统进行进一步处理，得到TDS含量为15-25％的电渗析浓水和电渗析淡水，电渗析淡水重新进入二级反渗透装置进行处理，电渗析浓水进入蒸发系统进行结晶得到结晶盐，蒸发产生的冷凝水排入到中间水池中暂存，蒸发得到的结晶盐经离心得到结晶盐。

7.如权利要求6所述的方法，其特征在于：步骤(2)中，所述的高级氧化系统为臭氧催化氧化系统，采用CN104355392A公开的臭氧催化氧化池装置；所述臭氧催化氧化系统的具体操作为：将废水的pH值调至5～6，使废水和臭氧气体从臭氧催化剂流化池的池底同时向上流过催化剂流化床，其中催化剂处于流化状态，使臭氧更好地氧化废水中的有机物，臭氧的用量为80-120mg/L废水；废水从臭氧催化剂流化池出来后再流入臭氧催化剂滤池，废水自上向下流过催化剂滤床，臭氧可以进一步氧化废水中的有机物，同时去除悬浮物；废水在臭氧催化剂流化池和臭氧催化剂滤池的处理时间各0.4-1.6h；所述装置中的催化剂使用活性炭载二氧化锰催化剂。

8.如权利要求6所述的方法，其特征在于：步骤(3)中，所述的一级反渗透膜装置使用的反渗透膜和二级反渗透膜装置使用的反渗透膜均为陶氏的SW400，具体操作为：是将废水进入一级反渗透装置处理，运行压力为2-5MPa，膜通量小于7LMH时停止处理，得到一级反渗透浓水和一级反渗透淡水，所得的一级反渗透淡水进入中间水池中暂存，所得的一级反渗透浓水进入二级反渗透装置处理，运行压力为2-5MPa，膜通量小于7LMH时停止处理，得到二级反渗透淡水和二级反渗透浓水，所得的二级反渗透淡水进入中间水池中暂存，二级反渗透浓水进入到电渗析系统进行处理。

9.如权利要求6所述的方法，其特征在于：所述电渗析系统采用的膜堆由2n+1张膜组成，n的取值为5以上，其中的阴阳膜分别为德国fumatech的FAB和FKB，所述电渗析系统的操作为：电渗析过程采用恒定电流法，控制电流恒定在30A以上，反应时间在110分钟以上，得到电渗析浓水和电渗析淡水，得到的电渗析淡水重新进入二级反渗透装置进行处理。

10.如权利要求6-9之一所述的方法，其特征在于：初沉池的处理条件为：投加药剂，所述的药剂为聚丙烯酰胺，投加量为1-3mg/L废水，反应时间为20-40min；

水解酸化池的处理条件为：水解酸化池内溶解氧控制在0.2g/L以上，水力停留时间在8-10h；

中间沉淀池的处理条件为：投加碱式氯化铝，投加量为360-440mg/L废水，沉淀反应2-6小时，使沉淀分离；

好氧池的处理条件为：溶解氧控制在2-4mg/L，控制pH在6.0-8.5之间，水力停留时间为7-10h；

MBR池的处理条件为：曝气强度为0.5-0.7m³/h，水力停留时间为10-12h。