CN1132108A - 反渗透分离装置以及反渗透分离方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供一种从高浓度溶液，以高产率、低能量、较廉价，高效率地，比较稳定地得到低浓度溶液可能的装置及分离方法。本发明的反渗透膜分离装置特征在于多级地配置反渗透膜模件单元，并在该反渗透膜模件单元之间的浓缩液流路上配设升压泵。

Description

反渗透分离装置以及反渗透分离方法
本发明涉及为了反渗透分离高浓度溶液的新的反渗透膜分离装置以及高浓度溶液的反渗透分离方法。根据本发明，可以从高浓度溶液，以高收率、低能量、低费用得到低浓度溶液，另一方面可以提供比过去的反渗透法以更高的浓度、更少的能量，费用来得到浓溶液的装置以及分离方法。本发明的装置以及方法，可特别用于盐水的脱盐、海水的淡水化、或者排水的处理，有用物的回收中。特别是从高浓度的溶液得到低浓度溶液的情况，或者将高浓度溶液进一步浓缩至高浓度时效果很大。
关于混合物的分离，为除去溶剂(例如水)中溶解的物质(例如盐类)的技术有各种各样的，但近年来，作为其节省能量和节省资源的工艺而利用了膜分离法。在膜分离法之中有精密过滤法(MF；Microfiltration)、超滤法(UF；Ultrafiltration)、反渗透法(RO；Reverse Osmosis)。进而到了近年.也出现介于反渗透和超滤之间的所谓称作膜分离(ル-スRO或者NF；Nanofiltration)之概念的膜分离法而似乎被使用。例如，反渗透法利用于将海水或者低浓度的盐水脱盐而提供工业用，农业用或者家庭用水方面。根据反渗透法，使之含盐分的水，以渗透压以上的压力透过反渗透膜来制造脱盐的水。此技术可用于例如从海水、盐水、含有害物之水能够得到饮料水，而且，也可用于工业用超纯水的制造、排水处理有用物的回收等方面。
特别是由反渗透膜的海水淡水化，具有无蒸发那样的相变化特征，从能量方面有利，而且运转管理容易，则开始广泛普及。
用反渗透膜分离溶液时，需要以根据溶液的溶质浓度而决定的溶液本身具有的化学势能(用渗透压可以表示)以上的压力，将溶液供给反渗透膜面上。例如，用反渗透膜模件分离海水时，需要最低约30大气压(atm)以上压力，而考虑实用性时至少需要约50大气压(atm)以上的压力，并且若不加此以上的压力时看不出充分的反渗透分离性能。
根据反渗透膜的海水淡水的情况为例时，在通常的海水淡水化技术中，从海水回收淡水的比率(收率)最高为40％，对于海水供给量，相当于40％量的淡水透过膜而得到的结果，在反渗透膜模件中，海水浓度从3.5％浓缩至6％左右。为了进行如此从海水得到收率40％的淡水的反渗透分离操作，需要相对应于浓缩水浓度的渗透压(对海水浓缩水浓度6％而言大约为45大气压)以上的压力。为使淡水的水质可以对应于饮用水标准，而且要得到充分的水量，在实际上对反渗透膜需要加上比对应于浓缩水浓度的渗透压力约高20大气压(该压力叫做有效压力)左右的压力，通常海水淡水化用反渗透膜模件是以加60～65大气压左右的压力，收率40％的条件下进行运转。
对于海水供给量的淡水产率，直接影响成本，虽然产率越高越好，但实际上提高产率方面是有限度的。也就是说，要提高产率时，需要很高的压力，其理由是不言而喻的，但存在浓缩水中的海水成分的浓度变高，在某一产率以上时，碳酸钙或硫酸钙、硫酸锶等盐，即所谓水垢成分浓度达到溶解度以上浓度，而析出在反渗透膜的膜面上，产生膜眼堵塞的问题。
在目前的(广泛认为是最高产率)产率40％左右的操作中，不必担心这些水垢成分的析出而且不需要特别对应的措施，但在此以上的产率进行反渗透膜的运转操作时，为了防止这些水垢成分的析出，需要添加提高盐的溶解性的水垢防止剂。但是，即使添加了水垢防止剂，其能够抑制上述水垢成分析出的是在缩水浓度中10～11％左右。因此，将盐水浓度3.5％的海水进行淡水化时，物料平衡方面其产率限度为65～68％左右，而且如果考虑原海水的变化异种成分影响时，认为到可以稳定地运转反渗透膜海水淡水化设备的实际产率限度是60％左右。
实际上进行海水淡水化时，如上所述，需要在反渗透膜模件上加以根据浓缩水浓度而决定的浓缩水渗透压高于20大气压左右的压力。海水浓度3.5％时的，相当于产率60％的浓缩水浓度是8.8％，此渗透压是大约为70大气压。其结果，在反渗透膜上需要加以90大气压左右的压力。
反渗透膜元件，通常将多根反透膜的元件在1个压力容器中串联填装的状态(将其称作模件)使用，在实际的设备中将多个此模件并联设置而使用。所谓叫做海水淡水化产率是对于设备整体供给的总海水供给量的总透过水量的比例，在通常条件下，由于模件并联设置，因而与一个模件的供给量和由一个模件得到的透过水量的比例(由模件内各元件的透过水量之总和)相一致。因此，由模件内部的各元件得到的透过水，例如，1个模件由6根反渗透膜构成，对于1模件供给198m3/目的海水，合计得到78m3/日淡水的情况下(产率40％)模拟观察实际上出现的现象时，由第1根元件中的透过水为18～19m3/日，第2根元件为15～17m3/日，而从第3根开始慢慢减少，总透过水为78m3/日。这样，从各元件的透过水产率虽低，但作为模件整体的透过水总量而言，能够达到相对于供给水的40％之高产率。
另一方面，关于反渗透膜分离装置的运转条件设定方面需要考虑的事项有水垢(膜面污染)的防止和浓差极化的防止。水垢的防止，具体地说使由1根反渗透膜元件得到的透过水量不要超过某值(耐水垢允许的流量)以上，采用超过该流量值的透过水时，加速元件膜面污染而不理想。该耐水垢允许流量，根据膜的材料或者结构而不同，但通常，在高性能反渗透膜的情况下为0.75m3/m2·日左右，在膜面积26.5m2的反渗透膜元件(以下适用全反渗透膜元件的膜面积为26.5m2的情况而说)中，相当于20m3/日。也就是说，为防止水垢，1个元件的日透过水量需要保持在20m3/日以下。
这里所说的浓差极化的防止，主要是防止由在模件内部，从上流侧元件沿着向下流侧元件供给水量降低，最终元件中流动的供给水的膜面流速降低而引起的浓差极化。如果产生浓差极化，不能充分发挥膜性能，而且加速水垢的产生，则引起降低反渗透膜元件的寿命。因此，最终元件(膜面积26.5m2时)的浓缩水流量，需要保持在约50m3/日以下。
将反渗透膜海水淡水化装置，以过去的最高产率水平的大约40％来进行运转时，只是将多根模件并联排列，以压力65大气压(温度为20℃时)进行运转，并设定对透过水的总量供给2.5倍的海水量，就能充分满足防止上述水垢和浓差极化之条件，可以进行稳定的运转。另外，不必特别考虑模件内部的各元件透过水的平衡或浓缩水的水垢成分析出等。
另外，为了将反渗透膜海水淡水化装置的淡水化成本的进一步降低时，提高产率是非常重要的，如前所述，希望把海水浓度3.5％的海水淡水化产率提高至60％左右，并以添加适量的水垢防止剂的前提，其运转压力，需要高于浓缩水的渗透压力约20大气压之90大气压的压力下进行运转。
另外，水垢防止剂主要用于水处理设备或蒸发法的淡水化装置等为主，在反渗透膜装置中也可以使用，其目的主要是抑制二氧化硅，金属盐类等水垢物在装置内的析出，特别是用在二氧化硅水垢成分多的水处理时。例如，在特开昭53-30482号公报中公开的预先使供给液与螯合树脂相接触，以降低钙或镁等后进行反渗透处理，以延长反渗透膜的寿命，而特开昭52-151670号公报，特开平4-4022号公报中公开了添加磷酸盐以防止反渗透装置内水垢的产生。另外，在特开昭63-218773号公报，特开平4-99199号公报，特公平5-14039号公报中，公开了在电极沉积涂料或镀铜的废水中添加螯合剂，进行反渗透浓缩而回收涂料或铜的方法。进而在特开昭63-69586号公报以及特开平2-293027号公报中公开了供给加有氯或者氧化剂和磷酸盐的溶液，以进行反渗透膜装置的杀菌和稳定的运转的方法。
但是，如过去那样，若将在同一压力容器内部串联排列多个反渗透膜元件的模件，以在并联配置多个的状态下加90大气压的压力，进行淡水化产率60％的运转时，从模件内部的上流侧元件(第1个或第2个元件)得到的透过水量变大到允许值以上的过大值，在这些元件上出现浓差极化及污垢现象而使元件的网眼堵塞或降低寿命，其结果，很难进行，反渗透膜装置的长期稳定的运转。在淡水产率60％的海水淡水化中，从模件的入口至出口，物料平衡上海水浓度从3.5％变至8.8％，而渗透压由26大气压变到70大气压。另一方面，为使操作压力从入口至出口，大致稳定在90大气压，使透过淡水所需要的有效压力(操作压与渗透压之差)从64大气压至20大气压为止发生大的变化。也即，模件内部的第1和最终段元件的透过水量的比例达到与该有效压比率64∶20相同程度。也就是说，第1根元件的透过水量激增，得到稍超过耐水垢允许值20m3/日的透过水量，则存在非常容易产生水垢的问题。但是，在产率60％的条件下操作在需要90大气压，因而不能降低其操作压力，结果，进行产率60％的运转是不适当的，假如即使勉强进行运转，由于加速水垢的产生，不可能进行长期稳定的操作。另外若无论如何也要进行产率60％的运转时，只能结合使用降低1根的透过水量的低性能元件，增加元件数来进行运转等，不得不选择非经济的运转条件。
另外，为简单起见，将螺旋型反渗透膜元件为例进行说明上述内容，但在中空系膜模件的情况下在内部也产生同样的现象和同样的问题。
本发明的目的在于提供从高浓度溶液，以高产率，低能量，较便宜地、高效率地可以较稳定地得到低浓度溶液的装置及分离方法，特别是提供从海水以60％之高产率，而且以低能量，有效、而且稳定地得到淡水的装置及分离方法。
本发明具有下述构成。即，＂一种高浓度溶液的反渗透分离方法，其特征在于用以多级地配置反渗透膜模外单元，并在该反渗透膜模件单元之间的浓缩液流路上设置升压泵为特征的反渗膜装置，以及多级地配置的反渗透膜模件单元，将前级的浓缩升压而供给下一级的渗透膜模件单元上＂。
所涉及的本申请发明的构成，该反渗透膜分离装置为3级以上的情况下，需要满足特定的2级之间，而不需要满足所有的级之间。
在本发明中的反渗透膜分离装置，至少由供给液的取水部分，反渗透膜部分构成。反渗透膜部分是指以造水、浓缩，分离等为目的，将被处理液在加压下供给反渗透膜模件中，分离透过液和浓缩液的部分，通常是由反渗透膜元件和耐压容器构成的反渗透膜模件、加压泵等而构成的。在该反渗透膜部分所供给的被分离液，在前处理部分通常进行添加杀菌剂、凝结剂、进而还原剂，pH调整剂等试液和由砂过滤、活性炭过滤、安全过滤等前处理(除去浊质成分)。例如，在海水脱盐时，在取水部分取出海水之后，在沉淀池分离粒子等，并在此添加杀菌剂进行杀菌。进而，添加氯化铁等凝结剂进行砂滤。滤液贮存于贮槽中，用硫酸等调整pH值后送入高压泵中。向此送液中添加亚硫酸氢钠等还原剂，消除使反渗透膜材料变坏的杀菌剂，透过安全过滤器之后，用高压泵升压以供给到反渗透模件中。但是，这些前处理根据所用的供给液的种类，用途而适当采用。
这里所说的反渗透膜是将被分离混合液中的一部分成分，例如使溶剂透过而不透过其他成分的半渗透性的膜。此材料经常使用乙酸纤维素系聚合物，聚酰胺、聚酯、聚酰亚胺、乙烯聚合物等高分子材料。而且其膜结构是膜的至少一面上具有微密层，并有从致密层向着其膜内部或者对面渐大的微细孔的非对称膜，而在非对称膜的致密层上而有其他材料形成的，具有非常薄的活性层的复合膜。膜形状有中空系、平膜。但是，实施本发明的方法时，不限于反渗透膜的材料，膜结构非膜形状，并均有效果。作为典型的反渗透膜，例如可以举出醋酸纤维素系或聚酰胺系的非对称膜以及具有聚酰胺系，聚脲系的活性层的复合膜。其中，醋酸纤维素系的非对称膜，聚酰胺系的复合膜对于本发明方法有效，进而，用芳香族系的聚酰胺复合膜时其效果大。
所谓反渗透膜光件是，为了实际使用上述反渗透膜而成形化的平膜，与螺旋管、管件、平板和构架的元件组合，或者中空系膜是成束后与元件组合就可以使用，但本发明不受这些反渗透膜元件的形状影响。
反渗透膜模件单元是指将1-数根的上述反渗透膜元件收装在压力容器中的模件，其组合，根数，排列是根据目的而任意选择。
在本发明中，使用多个反渗透膜模件单元和其排列上有特点。此反渗透膜模件单元排列成使供给液或者浓缩液的流向为串联是重要的，即，一个反渗透膜模件单元的浓缩液成为下一个反渗透膜模件单元的供给液。这里根据图1说明本发明的反渗透分离装置的基本构成之例。图1是表示采用本发明技术的海水淡水化设备之例，是从浓度3.5％的普通海水要得到60％的很高产率之淡水的设备，是由2组的反渗透膜模件单元和1台的加压泵，以及1台升压泵构成的反渗透分离装置的模拟图。海水用前处理(图中未示出)除去混浊物质成分之后，用加压泵1加压至60-65大气压，并供给第1级反渗透膜模件单元中。在第1级的反渗透膜单元中，供给液分离成透过了膜的低浓度透过液和透不过的高浓度浓缩液。然后直接利用其透过液，但浓缩液，从其压力60-65大气压(为简便起见忽略压力损失)，用升压泵2升压至产率60％的高浓度浓缩水的分离所必需的90大气压的压力，以供给第2级反渗透膜模件单元，再度进行反渗透分离而分离成第2级的透过液和该浓缩液。该反渗透设备的供水总量与第1级透过液和第2级透过液和的比率就是淡水产率，此时为60％。
图1是组合了2级反渗透膜模件单元和1台加压泵，1台升压泵的反渗透分离装置(称为浓缩水升压2级法)，但其级数、泵数没有限制，可以任意设定。
关于产率，只要是接近于60％左右的理论临界值的话就可显著地发挥本发明的效果，没有特殊限制，也可以适用于目前40％产率之条件，但考虑装置整体能量成本降低时，较好的是50％以上，而更好的产率应是55％以上。
对于向2级或者多级的反渗透膜模件单元的供给的原水进行加压的情况下，可以使用1台加压泵和1台或者多台的升压泵。加压泵是为要将供给原水加压至供给原水的渗透压以上压力的，通常的高压泵。压力的必需条件是要大于供给原水的渗透压(严格地讲是供给原水的渗透压和透过水的渗透压之间的＂渗透压差＂，但为简单起见以＂渗透压＂表示)，较好的是将压力设定为比第1级反渗透压模件单元的浓缩水渗透压高20大气压左右，但不希望比该渗透压高50大气压以上。也就是说，在海水淡水化的情况下考虑综合电力成本时，最好是第1级模件单元的操作压力为70大气压以下。最后1级的模件单元的压力，理想的是比最后1级模件单元的浓缩水渗透压大约高20大气压。产率60％的海水淡水化情况下，若考虑成本时其操作压力最好是90大气压，但考虑到由于浓度高而使用超高脱盐率膜(其结果倾向于透过水量变少)等时，也可能进而提高压力。但是，为了不影响反渗透膜元件的透过侧的流路而进行运转，理想的压力约是120大气压(渗透压+50大气压)以下。另外，将模件单元级数作成级多级的，并使各级的压力用升压泵一点点地升压的方法也加大了降低能量成本效果大，因而可以任意设定。其中，本发明者们研究进行了降低淡水化成本的多级升压式的海水淡水化系统的研究，结果对于模件单元各级的操作压力，发现了在第n级的操作压力P(n)+第n+1级的操作压力P(n+1)之间有较好的关系是，
      ＂1.15≤P(n+1)/P(n)≤1.8＂，而更好的关系是
      ＂1.3≤P(n+1)/P(n)≤1.6＂。
当然，在本申请发明中，限定了n级和n+1级之间的关系时，只要从所有的级选择的至少1个的任意n级满足此关系就足够。构成各级单元的，模件根数，根据级数而减少，并最好要防止对每根模件的供水量极端变小。在配置了多级的反渗透膜模件中，特别好的是下一级模件的根数，可在使之降低至前级的20％至80％的范围，好的是30％-70％，进而更好的是40％-60％。
所谓的升压泵，将在前一级预先升压的前级浓缩水的压力进一步升压，以作为下一级反渗透膜模件的供给水而进行供给的泵，但能比第1级的升压进行稍高的升压(通常10atm～30atm)为好，由于需要将预先被升压的液送入升压泵吸入侧的壳体内，升压泵吸入侧的壳体应该具有耐压性，至少需要具有50大气压的吸入侧耐压性。特别是，保证壳体，轴密封材料的耐压性是非常重要的。只要能确保这样的耐压性，对其升压泵的种类，结构没有特殊限定。
按照本发明，如果忽略污垢的影响，实施以往的一级法，在操作压力90atm下运转的，则压力容器的选定有所不同。单纯一级法的90atm的运转下，对于反渗透膜元件来说当然只要选择收装多个元件的压力容器并能承受90atm的压力，可是在本发明中的第一级模件单元可以实施60atm比较低的压力运转，所以降低了压力容器的耐压标准，在经济上是有利的。但是对于最终级的压力容器，由于要在80-100atm下运转，所以必需至少具有80atm以上的耐压性。
供给本发明反渗透膜分离装置的供给液无有特殊的限制，越是比较高浓度具有高渗透压液体，越能发挥本发明的效果。
对于溶质的浓度无有特殊的限制，最好溶质的浓度在0.5重量％以上。另外特别优选的是在供给具有高渗透压的海水或盐分浓度为1％以上高浓度的咸水时，更能发挥本发明的效果。
根据本发明，可以设置多个反渗透膜模件单元，其级数是如前所述那样可以任意地设定。另外，特别是考虑成本时，其模件单元最好是设定为2级或者3级。设置了多级反渗透膜模件的情况下，由于对各级的供给液的浓缩液流量减少，因而在设置相同(根)数的模件单元时，越是到后级对每1根模件的供水量变少而容易产生浓差极化，所以构成各级单元的模件(根)数随级数而减少，希望要防止对每1根模件供水流量变得极端小。在配置了多级的反渗透膜模件中，特别好的是使下级模件根数降至前级的40％-60％范围。另外，对于各级透过水量而言，也基于同样的理由，最好是使其减少，以保持整体装置的平衡。即使已决定了各级的模件数，也可通过选择用升压泵的升压压力而广泛设定透过水量，但如果考虑装置整体的能量成本之降低时，在以多级设置反渗透膜模件装置中，最好是使下级的透过水量降至前级的30％-70％。
在本发明中，将模件单元作成多级，通过适当降低后级模件数，可以防止供给反渗透膜模件的侧膜面流速的急激下降。膜面流速方面也存在最佳值，各级的膜面流速有大的差异是不好的。为使流动各级模件单元的海水的膜面流速差小，进行不产生浓差极化的稳定运转，对于各级的反渗透膜模件单元的浓缩水的膜面流速中，具有最大膜面流速的模件单元的浓缩水膜面流速(最大浓缩水膜面流速)和，具有最小膜面流速的模件单元的浓缩水膜面流速(最小浓缩水膜面流速)，要使之满足
＂最大浓缩水膜面流速/最小浓缩水膜面流速≤1.5＂，而最好的是＂最大浓缩水膜面流速/最小浓缩水膜面流速≤1.3＂的关系来进行运转。
在本发明中的来自最终级的反渗透膜模件的浓缩水，具有压力能，并最好将该能量回收而再使用。作为回收最终级端的浓缩水能量的方法，可以通过涡轮机、水车等，进行前级或者任意级升压泵或者第1级加压泵轴动力的不降低的方法。但是，为了充分回收能量，最好的方式是将该浓缩水连接返回到直接连结最需要大能量的第1级模件单元的加压泵上的能量回收涡轮机，以回收该加压泵的能量。
本发明以特别高产率的海水淡水化为其目标，为了稳定运转，需要添加防水垢剂。
另外，本发明中的反渗透膜装置的供给液中添加的防水垢剂，由于是与溶液中的金属，金属离子等形成配位化合物，或者可溶化金属或者金属盐，所以可以使用有机或无机的离子型聚合物或单体。作为离子型聚合物，可以使用聚丙烯酸、磺化聚苯乙烯、聚丙烯酰胺、聚丙烯胺等合成聚合物或羧甲基纤维素、壳聚糖、藻朊等天然高分子。作为有机系的单体，可以使用乙二胺四乙酸等。作为无机等的防水垢剂可以使用多磷酸盐等。在这些防水垢剂中从容易得到，溶解性等操作的简便，以及价格方面考虑，多磷酸盐、乙二胺四乙酸(EDTA)特别适用于本发明。所谓多磷酸盐，是指以六偏磷酸钠为代表的，分子内具有2个以上磷原子，并由碱金属、碱土类金属与磷酸原子等而结合的聚合无机磷酸系物质。作为代表性的多磷酸盐，可以举出焦磷酸四钠、焦磷酸二钠、三聚磷酸钠、四聚磷酸钠、七聚磷酸钠、十聚磷酸钠、偏磷酸钠、六偏磷酸钠，以及它们的钾盐等。
另外，这些防水垢剂的添加浓度，只要是能去除供给液中的水垢的量就可以，但考虑到费用或溶解需要的时间等的操作性时，通常为0.01-100ppm，准确而言，取决于供给水的水质，但通常在海水情况下优选的是0.1-50ppm，进而更好的是1-20ppm。添加量少于0.01ppm时由于不能充分抑制水垢的产生，因而出现膜性能的恶化。另外，添加量大于100ppm以上时，防水垢剂本身吸附于膜表面上而降低了造水量，或者恶化水质，因而是不好的。但是，在含有大量的水垢物质或金属类的供给液时，也有需要添加数十～数百ppm的情况。
在本发明中，可以实施用过去的单纯一级法难以达到的海水淡水化的高产率，并可期待淡水化成本的大幅度降低以及提高运转的稳定性，通过将以多级排列的模件单元的供给水预先进行超澄清化，以期待更一步稳定的运转。也就是说，本发明者们精心研究的结果，发现用洗涤可能的中空系膜过滤装置的海水处理，作为海水淡水化前处理水的超澄清化手段是具有非常大的效果的事实。这些是将海水用捆扎多个中空系膜而成的中空膜模件进行过滤海水以得到澄清的海水的，但其前提是通过物理洗净手段除去中空系膜表面的污染，并使用能够可长期使用的中空系膜。作为中空系膜的物理洗净手段，可以采用通过过滤水反方向流水洗净和空气冲洗法，或者气体洗涤等。
作为在本发明中使用的中空系膜模件是将中空系模束的端部，用粘接剂固定后切断或使中空系膜内部开孔而成的中空系膜模件，不论何种特殊结构，都可以采用和物理洗净手段相组合的最佳形状。特别好的是，在槽状容器中，装填了多根中空系膜元件形状的模件适于大容量化。作为构成中空系膜模件的中空系膜，只要是多孔质的中空系膜就没有特殊限定，可以选定聚乙烯、聚丙烯、聚砜、聚乙烯醇、纤维素乙酸酯、聚丙烯腈、及其他材质。其中特别好的中空系膜材料，合适的是由至少含有聚丙烯腈为一种成分的聚合物而成的中空系膜。在聚丙烯腈系聚合物中最好的是，由至少丙烯腈为50摩尔％以上，较好的是60摩尔％以上和对该丙烯腈具有聚合性的乙烯化合物的一种或二种以上为50％以下，较好的是0-40摩尔而构成的丙烯腈系共聚物。另外，也可以是这些丙烯腈系聚合物二种以上，进而与其他聚合物的混合物。作为上述乙烯化合物，只要是对丙烯腈有共聚合性的公知的化合物即可，没有特殊限定，但作为较好的共聚合成分，可以举出丙烯酸、衣康酸、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲酯、乙酸乙烯酯、烯丙基磺酸钠、对苯乙烯磺酸钠等。
当然，本发明可广泛用于海水淡水化的外的很多反渗透膜分离操作，例如，化学工艺用途，食品分离用途等方面。
实施例1
使用具有标准条件(压力56大气压，3.5％海水，温度25℃，产率12％)脱盐率99.5％，造水量15m3/日性能的膜面积为26.5m2的聚酰胺系反渗透膜，制作图1所示的反渗透膜分离装置，该装置具有使一个容器内装入6根上述反渗透膜而并联组装4根的第1级模件单元和，组装同上模件2根的第2级模件单元和，对供给水之海水升压而供给第1级模件单元的加压泵和，对第1级的模件单元的浓缩水进一步加压以供给第2级模件单元中的升压泵，进行了海水淡水化实验。使第2级浓缩水反回到连接联结于第1级的高压泵的能量回收涡轮机，进行能量回收实验。将以第1级高压泵吸上来的海水加压至65大气压，供给第1级反渗透膜模件上，而第1级的浓缩水(63大气压)，用升压泵加压至90大气压。其结果，对于海水供给量770m3/日，得到第1级透过水量300m3/日、第2级透过水量162m3/日的，满足饮用水标准的淡水。产率为60％。第1级模件单元的最上流侧元件的透过水量为18m3/日，对每1m3透过水的电耗量为4.5KWh。
比较例1
制作图2所示的装置包括将与实施例1同样的反渗透膜元件在1个压力容器中装填6个反渗透膜元件而构成的，反渗透膜模件单元和，将海水升压以供给模件单元中的加压泵。并进行了海水淡水化实验。加压泵压力90大气压时，可以得到产率60％的第1级透过水量498m3/日淡水，最上流侧元件的透过水量为22m3/日超过了耐垢允许值，则表明不适于长期使用的状态。对每1m3透过水的电消耗量为4.9KWh。
实施例2
将由分子量40万，外径50μm，内径350μm的聚丙烯腈中空系膜12000根而成的，膜面积为15m2的中空系膜模件7根，收纳于1升不锈钢容器中而作成的中空系膜模件单元上，通入海水，进行过滤处理。过滤流量为100m3/日，过滤操作压力为0.5大气压。过滤处理前海水的浊度为3.0表示膜堵塞指标的F1(水垢指数)值是不能测定(F1≤6.5)的值，但过滤处理后的海水浊度为0.1，F1为0.1以下。用此海水，在标准条件下(压力56大气压，3.5％海水，温度25℃，产率12％，将具有脱盐率99.5％，造水量3.75m3/日性能的膜面积6.6m2的聚酰胺系反渗透膜元件8根(使用加入2根元件的4根模件)组装在前级上，而在后级上组装4根(使用相同模件)，制作图1所示的浓缩水升压法的反渗透膜装置，以第1级压力65大气压，第2级压力90大气压来实施海水淡水化的连续运转。其结果从海水可以得到透过水40m3/日，产率60％。连续运转2000小时，在此条件下所得到的透过水量(25℃换算法)没有变化。
比较例2
除了使用凝结砂滤装置代替前处理中的中空系模件单元之外，其他与实施例2相同地进行海水淡水化实验。凝结砂滤装置，作为凝结剂而加入氯化铁，过滤处理后的水质，其浊度为0.6，F1值为4.5。在与实施例2相同条件下连续运转2000小时，其结果在相同条件下的透过水量36m3/日，判明为约降低3％。
根据本发明，可提供一种从高浓度溶液，以高产率、低能量、较便宜价高效率地比较稳定地得到低浓度溶液的装置以及分离方法。
图1是表示本发明反渗透膜装置之一例的流程图。
图2是表示过去技术之一例的流程图。
符号说明
1：  加压泵
2：  第1级反渗透膜模件单元
3：  第1级透过液
4：  第1级浓缩液
5：  能量回收装置
6：  供给液
7：  升压泵
8：  第2级反渗透膜模件单元
9：  第2级透过液
10： 第2级浓缩液

Claims (25)

1.一种反渗透膜分离装置，其特征在于多级配置反渗透膜模件单元，并在该反渗透膜模件单元之间的浓缩液流路上配设升压泵，而且多级地配置反渗透膜模件中，下级模件单元的反渗透膜有效面积之和作成前级的20％-80％。
2.权利要求1中所记载的反渗透膜分离装置，其特征在于多级配置的反渗透膜模件单元中下级模件单元的反渗透膜有效面积之和作成前级的40％-60％。
3.权利要求1中记载的反渗透膜分离装置，其特征在于具有回收终极模件单元浓缩水的压力能的回收装置。
4.权利要求1记载的反渗透膜分离装置，其特征在于压力能的回收装置连结于第1级模件单元的供给水升压用高压泵上。
5.权利要求1记载的反渗透膜分离装置，其特征在于浓缩水压用升压泵的吸入侧壳体以及轴密封部的耐压性为50大气压以上。
6.权利要求1记载的反渗透膜分离装置，其特征在于其中各级反渗透膜模件单元中至少最终极模件单元的压力容器的耐压性为80大气压以上。
7.权利要求1记载的反渗透膜分离装置，其特征在于其中设置防水垢剂添加手段。
8.权利要求1记载的反渗透膜分离装置，其特征在于其中第1级模件单元的上流侧设置膜滤装置。
9.一种反渗透分离方法，其特征在于用多级配置的反渗透膜模件单元，将前级模件单元的浓缩水进行升压以供给下级的反渗透膜模件中。
10.权利要求9记载的反渗透分离方法，其特征在于其中＂n＂级的操作压力＂P(n)＂和＂n+1＂级的操作压力＂P(n+1)＂处于下述的范围；
    1.15≤P(n+1)/P(n)≤1.8
11.权利要求9记载的反渗透分离方法，其特征在于其中＂n＂级的操作压力＂P(n)＂和第＂n+1＂级的操作压力＂P(n+1)＂处于下述的范围：
    1.3≤P(n+1)/P(n)≤1.6。
12.权利要求9记载的反渗透膜分离方法，其特征在于其中关于各级的反渗透膜模件单元的浓缩水的膜面流速，具有最大膜面流速的浓缩水膜面流速(最大浓缩水膜面流速)和，具有最小膜面流速的模件单元的浓缩水膜面流速(最小浓缩水膜面流速)，满足下述关系而进行运转：
    最大浓缩水膜面流速/最小浓缩水膜面流速≤1.5。
13.权利要求9记载的反渗透分离方法，其特征在于其中关于各级的反渗透膜模件单元的浓缩水膜同流速中，具有最大的膜面流速的模件单元的浓缩水膜面流速(最大浓缩水膜面流速)和，具有最小的膜面流速的模件单元的浓缩水膜面流速(最小浓缩膜面流速)，满足成为下述关系而进行运转：
    最大浓缩水膜面流速/最小浓缩水膜面流速≤1.3。
14.权利要求9记载的反渗透分离方法，其特征在于其中的供给液是溶质浓度为0.5％以上的水溶液。
15.权利要求9记载的反渗透分离方法，其特征在于其中的供给液是海水或者高浓度盐水。
16.权利要求9记载的反渗透膜分离装置，其特征在于其中在多级配置的反渗透膜模件单元中，使下级模件单元的透过水量降至前级的30％-80％的范围。
17.权利要求9记载的反透膜分离装置，其特征在于其中从各级模件单元得到的透过水量的总和为供给第1级的供给水的50％以上。
18.权利要求9记载的反渗透分离的方法，其特征在于其中各级的操作压力和各级的浓缩液的渗透压之差为50大气压以下。
19.权利要求9记载的反渗透分离方法，其特征在于其中对第1级和最终级的膜的膜面积的标准条件下的透过流速为处于下述关系：
    1.0≤第1级膜透过水量/最终级膜的透过水量≤1.2。
20.权利要求9记载的反渗透分离方法，其特征在于第1级的反渗透膜模件单元的操作压力为70大气压以下。
21.权利要求9记载的反渗透分离方法，其特征在于其中最终级的反渗透膜模件单元的操作压力为80-120大气压。
22.权利权利9记载的反渗透分离方法，其特征在于回收最终级反渗透膜模件单元的浓缩水的压力能。
23.权利要求22记载的反渗透分离方法，其特征在于回收压力能是用连结于第1级模件单元的供水升压用高压泵的回收装置进行。
24.权利要求9记载的反渗透分离方法，其特征在于最终级的供给水中至少含有防水垢或者防水垢剂配位化合物，或者复合物。
25.权利要求9记载的反渗透分离方法，其特征在于将膜滤装置的透过液作为第1级反渗透膜模件单元的供给液。
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