WO2014007032A1 - 塩排水の処理方法及び装置 - Google Patents

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WO2014007032A1
WO2014007032A1 PCT/JP2013/066137 JP2013066137W WO2014007032A1 WO 2014007032 A1 WO2014007032 A1 WO 2014007032A1 JP 2013066137 W JP2013066137 W JP 2013066137W WO 2014007032 A1 WO2014007032 A1 WO 2014007032A1
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electrode side
salt
electrolytic cell
negative electrode
water
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PCT/JP2013/066137
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松尾　俊明
佐々木　洋
山本　浩貴
沖代　賢次
亜由美 幡野
重雄 幡宮
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株式会社 日立製作所
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    • C02F1/4604—Treatment of water, waste water, or sewage by electrochemical methods for desalination of seawater or brackish water
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • C01D—COMPOUNDS OF ALKALI METALS, i.e. LITHIUM, SODIUM, POTASSIUM, RUBIDIUM, CAESIUM, OR FRANCIUM
    • C01D7/00—Carbonates of sodium, potassium or alkali metals in general
    • C01D7/07—Preparation from the hydroxides
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • C02F2201/46—Apparatus for electrochemical processes
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    • C02F2201/46105—Details relating to the electrolytic devices
    • C02F2201/4619—Supplying gas to the electrolyte

Definitions

  • the present invention relates to a salt effluent treatment method and apparatus, and more particularly, to a salt effluent treatment apparatus and method suitable for reducing the volume of associated water generated when mining oil fields and gas fields.
  • accompanying water containing salt is generated along with oil and natural gas.
  • the accompanying water is usually returned to the wells of oil and gas fields in order to suppress land subsidence.
  • an excessive amount of accompanying water tends to be generated compared to the amount returned to the well.
  • seawater desalination handling of concentrated salt water generated during seawater desalination becomes a problem. Returning concentrated salt water to the sea may cause environmental changes, and it is desirable to reduce salt-containing wastewater as much as possible.
  • Patent Document 2 describes that soda ash is produced by reacting carbon dioxide and ammonia with a saltwater waste liquid derived from a desalination plant. Further, in Patent Document 2, carbon dioxide is obtained from a waste gas stream derived directly or indirectly from a combustion generation source.
  • Patent Documents 3 and 4 as a method for obtaining sodium carbonate crystals, an aqueous sodium chloride solution is electrolyzed using a membrane-type electrolysis cell to collect the aqueous sodium hydroxide solution, and the aqueous sodium hydroxide solution and carbon dioxide are collected. To obtain a slurry of crystals of sodium carbonate by direct contact with.
  • carbon dioxide is released from carbon dioxide obtained by allowing limestone to act on an aqueous hydrochloric acid solution obtained by reacting chlorine and hydrogen generated by electrolysis, or from a combined heat and power facility. The use of flue gas is described.
  • Patent Document 1 the amount of salt drainage that is finally discharged by concentrating salt drainage is reduced.
  • Patent Document 2 saltwater waste liquid is used to form a material (soda ash) with other value added, and the economic and / or environmental costs can be reduced.
  • Patent Document 2 uses a so-called Solvay method, and ammonia is required for the reaction.
  • the temperature of the concentrated waste liquid is relatively high, and it is difficult for ammonia to evaporate and react. If the concentrated waste liquid is used for the reaction after the temperature of the concentrated waste liquid is lowered, the thermal energy of the concentrated waste liquid is wasted, and equipment for lowering the temperature is necessary, which is not preferable.
  • Patent Documents 3 and 4 rock salt is added to obtain concentrated salt water, and the concentrated salt water is electrolyzed to obtain a sodium hydroxide aqueous solution. Carbon dioxide is brought into gas-liquid contact with the sodium hydroxide aqueous solution to form crystals of sodium carbonate. A slurry is obtained.
  • Patent Document 3 does not target drainage such as associated water that is generated when oil fields or gas fields are mined. That is, the treatment of salt drainage is not considered.
  • salt drainage such as accompanying water contains metal ions other than sodium ions such as magnesium and calcium, and organic matter, and these salts are effectively removed before putting salt drainage such as accompanying water into the electrolytic cell. It is desirable to remove.
  • the present invention has been made in view of the above points, and it is possible to convert salt drainage such as accompanying water into a material that can be effectively used at low cost and low environmental load with high yield and high efficiency.
  • Another object of the present invention is to provide a salt drainage treatment method and apparatus.
  • salt water is separated from salt water containing sodium chloride to concentrate salt water to produce high-concentration salt water.
  • An aqueous solution containing sodium carbonate and / or sodium hydrogen carbonate is obtained by contacting the exhaust gas of a gas turbine power generator or engine power generator installed to obtain electrical energy for operating the treatment apparatus of Sodium and / or sodium bicarbonate is separated and recovered.
  • the electrolysis apparatus which installed the electrolytic cell in multiple stages in series is used, It is characterized by the above-mentioned.
  • salt drainage such as associated water can be converted into a material that can be effectively used at low cost and low environmental load with high yield and high efficiency.
  • 1 is a system configuration diagram of a salt drainage treatment apparatus according to an embodiment of the present invention. It is a system block diagram of the processing apparatus of the salt waste_water
  • salt wastewater which is a waste product, is produced in a high yield and high efficiency for products that are used in a manner that is as close to the normal manufacturing process as possible with a low environmental impact, including human health. It is desirable to convert at
  • the present inventors electrolyzed salt effluent to obtain sodium hydroxide (caustic soda), and by reacting carbon dioxide with aeration, etc., sodium bicarbonate (sodium bicarbonate, NaHCO3) or sodium carbonate ( We thought to generate Na2CO3).
  • the accompanying water generated when mining oil and gas fields contains metal ions other than sodium ions such as magnesium and calcium, and organic matter, and before salt water such as accompanying water enters the electrolytic cell It is desirable to remove these effectively.
  • the solubility of alkaline earth metal magnesium and calcium salts is lower than that of sodium salts. Therefore, it was considered that the salt effluent was concentrated so that salts of alkaline earth metals such as magnesium and calcium were deposited and separated from the salt effluent before entering the electrolytic cell. In addition, it was considered that organic substances can be separated using salting out. In this way, by concentrating the salt wastewater, a treatment solution rich in sodium salt suitable for obtaining caustic soda from the salt wastewater by electrolytic treatment can be obtained.
  • the gas turbine exhaust gas of the gas turbine generator is used as the carbon dioxide used to produce sodium bicarbonate (sodium bicarbonate, NaHCO3) or sodium carbonate (Na2CO3), it can be used to fix carbon dioxide contained in the exhaust gas.
  • NaHCO3 sodium bicarbonate
  • Na2CO3 sodium carbonate
  • a gas turbine power generation device and an engine power generation device are installed to obtain the electrical energy of the salt wastewater treatment device, and the reaction of carbonation of caustic soda is performed.
  • the exhaust gas may be used as carbon dioxide to be used.
  • the inventors of the present invention have considered to suppress the residual chlorine ions in the effluent on the positive electrode side of the electrolytic cell by providing multiple electrolytic cells.
  • hypochlorite ions can be prevented from being generated even if the discharge liquid is supplied to the negative electrode side of the electrolytic cell. If the discharge liquid of the positive electrode can be supplied to the negative electrode side, the water level on the negative electrode side can be used for maintenance, and the waste water discharged out of the system can be reduced. Further, when a large amount of sodium carbonate or the like is contained in the salt drainage, sodium carbonate can be effectively recovered.
  • FIG. 1 is a system configuration diagram when the salt drainage treatment apparatus of one embodiment of the present invention is applied to the accompanying water treatment of a coal gas field.
  • This treatment system includes a RO membrane system that treats salt water, which is accompanying water during gas field mining, a system that obtains clean water by a multi-effect evaporation (MED) system, and these systems.
  • Power / heat supply system that generates electrical energy and steam to drive the battery, and electrolysis / volume reduction system that obtains valuable salts such as sodium carbonate and sodium hydrogen carbonate by treating high-concentration salt drainage generated in the MED system It consists of a chlorine purification and liquefaction system that processes chlorine gas generated by electrolysis.
  • the power and heat supply system also generates the electrical energy required for gas field mining plants.
  • 101 is a gas field
  • 102 is a gas treatment device
  • 103 is a water supply pump
  • 104 is a strainer
  • 105 is a pre-treatment device such as a microfiltration membrane (MF membrane), ultrafiltration membrane (UF membrane)
  • 106 is Pressurized air tank
  • 107 is an alkali supply tank
  • 108 is an acid supply tank
  • 109 is a neutralization tank
  • 110 is a high-pressure water pump
  • 111 is a RO membrane desalination device
  • 112 is a chemical cleaning / drainage treatment device
  • 113 is pressure energy Recovery device
  • 114 is a surface backwash device (blower)
  • 115 is a product gas supply blower
  • 116 is an MED device
  • 117 is a heat exchanger
  • 118 is a heat radiation unit
  • 119 and 120 are ejectors
  • 121 is a gas turbine
  • 122 is power generation
  • 123 is an exhaust heat recovery boiler
  • 130 is a powder separator
  • 131 and 132 are liquid feed pumps
  • 133 is a CO2 absorber
  • 134 is a powder separator
  • 135 is a sodium carbonate tank
  • 136 is a heat exchange type cooler
  • 137 is a gas-liquid separator
  • 138 Is a dryer
  • 139 is a concentrated sulfuric acid tank
  • 140, 141 and 142 are liquid feed pumps
  • 143 is a sulfuric acid concentration tank
  • 144 is a chlorine gas liquefying device
  • 145 is a liquid feed pump
  • 146 is a liquefied chlorine tank
  • 147 is a steam turbine
  • Reference numeral 148 denotes a generator
  • 152 denotes a liquid feed pump.
  • the natural gas mined from the gas field 101 is purified by the gas processing device 102 and then sent by the product gas supply blower 115.
  • accompanying water that springs out from the gas field 101 together with the mined natural gas is pumped out by the feed water pump 103 and introduced into the RO membrane system.
  • the strainer 104 removes solid impurities from the accompanying water. Thereafter, in the pretreatment device 105, fine solid impurities are removed from the accompanying water.
  • the pretreatment device 105 an MF film, a UF film, or a combination of both is used.
  • the pretreatment device 105 monitors the increase in the differential pressure before and after the membrane (the pressure gauge is not shown). When the differential pressure rises above the set value, the feed pump 103 is stopped and the valve is opened and closed as appropriate. Perform membrane cleaning. For example, high-pressure air is blown from a surface backwash device (blower) 114 to clean the membrane.
  • the membrane surface is back-washed by blowing high-pressure air from the pressurized air tank 106, the alkali solution (caustic soda) from the alkali supply tank 107, and the acid on the membrane surface using the acid from the acid supply tank 108. Wash. After neutralizing the acid and alkali used for the chemical washing and adding a reducing agent as necessary, the waste liquid is recovered in the neutralization tank 109. The collected waste liquid is then drained.
  • the alkali solution caustic soda
  • the accompanying water that has passed through the pretreatment device 105 is sent to the RO membrane desalination device 111 by the high-pressure water pump 110, and fresh water is produced, and the remaining liquid concentrates the salinity.
  • the RO membrane desalination apparatus 111 also performs membrane surface cleaning using an acid or a reducing agent as necessary, and the wastewater is sent to the chemical cleaning / drainage treatment apparatus 112 for processing.
  • fresh water discharged from the RO membrane desalination apparatus 111 is sent to the outside of the system, and the concentrated water is recovered through the pressure energy recovery apparatus 113 and supplied to the MED system as supply raw water.
  • the steam used for heating the raw water supplied from the RO membrane desalination apparatus 111 is the steam derived from the steam generated in the exhaust heat recovery boiler 123, that is, the steam turbine 147 performs work. Steam (exhaust steam) after being used.
  • part of the concentrated water (supply raw water) discharged from the RO membrane desalination apparatus 111 is directly sent to the MED apparatus 116, and the other part is exhausted from the steam turbine 147.
  • a part of the steam is heated and supplied to the MED device 116. This heating is performed such that a part of the exhaust steam is supplied to the heat exchanger 117 via the ejector 119 so that the supplied raw water passes through the heat exchanger 117.
  • a part of the raw water supplied in the MED device 116 is attracted to the ejector 120 through which a part of the exhaust steam from the steam turbine flows and heated by mixing with the steam, and then returned to the MED device 116.
  • the inside of the MED device 116 is depressurized from the atmospheric pressure by attraction by the flow of steam, and the raw water supplied in the MED device is easily evaporated.
  • the steam generated in the MED device 116 is cooled by the heat dissipating unit 118 and becomes distilled water (fresh water), part of which is supplied to the outside of the system by the liquid feeding pump 126 and the other part is discharged by the liquid feeding pump 124. Liquid is fed as boiler feed water to the heat recovery boiler 123.
  • the accompanying water (concentrated wastewater) concentrated by evaporation is sent to the electrolytic cell 128 by the liquid feed pump 125.
  • an apparatus to which the multi-effect evaporation method is applied is most desirable, but it can also be applied to other distillation concentration apparatuses.
  • the accompanying water is concentrated by the RO membrane system and the MED system.
  • salts such as magnesium and calcium of alkaline earth metals having low solubility contained in the accompanying water are precipitated.
  • organic substances contained in the accompanying water are salted out.
  • the concentrated waste water from the MED device 116 is supplied to the electrolytic bath 128 of the electrolysis / volume reduction system and electrolyzed.
  • the concept of the electrolytic cell 128 used in the present embodiment will be described with reference to FIG. However, as will be described later, the electrolysis apparatus used in the present invention is a multi-stage electrolyzer, and FIG. 2 explains the concept of electrolysis in the salt wastewater treatment apparatus.
  • the electrolytic cell 128 has a structure in which a positive electrode side cell and a negative electrode side cell are partitioned by a semipermeable membrane 150, and the potential difference between both electrodes is controlled to about 3-5V, for example.
  • the concentrated waste water from the MED device 116 is supplied to the positive electrode side cell of the electrolytic cell 128.
  • Sodium ions and hydroxide ions generated in the electrolytic bath 128 are discharged from the electrolytic bath as caustic soda water and supplied to the CO 2 absorber 133 by the liquid feed pump 132.
  • the accompanying water may contain sodium bicarbonate or sodium carbonate, that is, carbonate ions or bicarbonate ions.
  • carbonated ions or bicarbonate ions are contained in the concentrated wastewater of the accompanying water, these ions are not affected and the chlorine ions are oxidized unless the potential difference is set to a value that is much larger than the above value.
  • concentration wastewater of the accompanying water contains few chloride ions and contains a lot of carbonate ions and bicarbonate ions, the chloride ions are removed in the positive electrode cell by electrolysis, and carbonate ions and bicarbonate ions (sodium bicarbonate) And sodium carbonate) will remain.
  • wastewater electrolyticzed water
  • predetermined treatment for example, the presence or absence of chlorine ions is confirmed, and if chlorine ions are not detected, heating treatment is performed. Etc.
  • the liquid is fed to the negative electrode side cell of the electrolytic cell 128 by the liquid feed pump 152.
  • sodium hydrogencarbonate and sodium carbonate can be obtained with high purity.
  • the water level on the negative electrode side can be maintained without supplying electrolytic water to the negative electrode side from the outside.
  • the chlorine gas discharged from the upper part of the positive electrode side cell of the electrolytic cell 128 is sent to a chlorine purification / liquefaction system. Since chlorine gas contains moisture and is highly corrosive, the air supply pipe is preferably made of a corrosion-resistant material such as a glass lining material.
  • the chlorine gas containing moisture discharged from the electrolytic bath 128 is cooled to about 0 to 15 ° C. by the heat exchange type cooler 136, so that most of the moisture is condensed.
  • the heat exchange type cooler 136 By passing through the gas-liquid separator 137 in this state, the condensate is removed.
  • the chlorine gas that has passed through the gas-liquid separator 137 is sent to the dryer 138.
  • the dryer 138 is, for example, an aeration tank for concentrated sulfuric acid, whereby a trace amount of water remaining in the chlorine gas is removed. Concentrated sulfuric acid is supplied to the dryer 138 from the concentrated sulfuric acid tank 139 by the liquid feed pump 140.
  • the sulfuric acid that has absorbed the moisture of the chlorine gas is sent to the sulfuric acid concentration tank 143 by the liquid feed pump 141.
  • the sulfuric acid concentration tank 143 is a heating device, for example, and regenerates concentrated sulfuric acid by heating and evaporating moisture.
  • the regenerated concentrated sulfuric acid is collected in the concentrated sulfuric acid tank 139 by the liquid feed pump 142.
  • the dry chlorine gas discharged from the dryer 138 is sent to the chlorine gas liquefier 144 and liquefied.
  • the chlorine gas liquefying apparatus 144 is constituted by, for example, a cooling apparatus, a compressor, or a combination of both. In the case of a cooling device, the chlorine gas can be liquefied independently by cooling below the liquefaction temperature of chlorine ( ⁇ 35 ° C.).
  • the liquefied chlorine discharged from the chlorine gas liquefier 144 is sent to the liquefied chlorine tank 146 by the liquid feed pump 145 and stored.
  • Liquefied chlorine is used as a raw material for useful products such as hydrochloric acid, sodium hypochlorite, calcium hypochlorite, and vinyl chloride monomers.
  • the hydrogen gas generated in the negative electrode side cell of the electrolytic cell is a flammable gas, so it is necessary to ensure sufficient exhaust and safety so that it does not remain in the electrolytic cell.
  • the fuel is sent to the combustor of the gas turbine 121 and used as part of the fuel. As a result, there is an advantage that the fuel supplied to the gas turbine can be reduced.
  • the power / supply system includes a gas turbine 121, a generator 122 driven by the gas turbine, an exhaust heat recovery boiler 123 that generates steam using the exhaust gas of the gas turbine, and steam from the exhaust heat recovery boiler. It is comprised from the steam turbine 147 driven using, and the generator 148 driven by a steam turbine.
  • the combustor of the gas turbine 121 is supplied with a part of the production gas purified by the gas processing device 102 as fuel. Further, hydrogen gas generated in the electrolytic cell 128 is also supplied to the combustor as fuel and is effectively used. In the example of FIG. 1, hydrogen gas generated in a part of the production gas or in the electrolytic cell is used as the gas turbine fuel, but various liquid fuels and gas fuels supplied from outside the system may be used. Further, the generator 122 may be replaced with the gas turbine 121 and another internal combustion engine such as a gas engine or a diesel engine may be used.
  • the combustion exhaust gas generated by the combustor of the gas turbine 121 is a high temperature of 1000 to 1600 ° C.
  • the exhaust heat recovery boiler 123 introduces this combustion exhaust gas and heats the boiler feed water sent from the liquid feed pump 124 to generate steam.
  • This steam is supplied to the steam turbine 147 as a working medium, and rotationally drives the steam turbine.
  • the power generation by the steam turbine 147 is effective because there is little demand for steam in the system, and when an excessive amount of steam is produced by the exhaust heat recovery boiler 123, the waste heat is effectively used.
  • the above-described MED apparatus 116 is not affected by the presence or absence of the steam turbine 147 because it does not hinder the operation even with steam having a relatively low pressure.
  • Electric energy generated by the generators 122 and 148 is supplied to various pumps such as the feed water pump 103 and the high-pressure water pump 110, and the electrolytic cell 128 and the like.
  • the electrolytic cell 128 is supplied with electric energy after being converted into a DC voltage suitable for electrolysis by the transformer / converter 127.
  • the steam turbine 147 and the generator 148 may not be installed as necessary.
  • the steam from the exhaust heat recovery boiler is directly supplied to the MED device 116 via the ejectors 119 and 120.
  • Exhaust gas discharged from the exhaust heat recovery boiler 123 is used for carbonation of caustic soda water from the electrolytic cell 128 in a CO2 absorber 133 described later.
  • the temperature of the exhaust gas discharged from the exhaust heat recovery boiler 123 is reduced to about 150 to 200 ° C.
  • exhaust gas from the exhaust heat recovery boiler 123 is sent to the scrubber 129.
  • the scrubber 129 removes SOx and NOx components contained in the exhaust gas, and sends the exhaust gas containing the SOx and NOx components to the CO2 absorption device 133, so that the soda and sodium carbonate generated in the CO2 absorption device 133 are sent to the scrubber 129. This reduces the contamination of impurities.
  • a part of the electrolyzed water (caustic soda water) generated in the negative electrode side cell of the electrolytic cell 128 is sent to the scrubber 129 by the liquid feed pump 131.
  • Caustic soda water is sprayed into the scrubber 129 into which the exhaust gas from the exhaust heat recovery boiler 123 is introduced, and gas-liquid contact between the caustic soda water and the exhaust gas (aeration of the exhaust gas to the caustic soda water) is performed.
  • Alkaline components such as caustic soda in the electrolyzed water react with SOx and NOx components contained in the exhaust gas, and these are removed from the exhaust gas.
  • the alkali content in the electrolyzed water reacts preferentially with SOx and NOx components, which are strong acid components in the combustion exhaust gas, over CO 2 which is a weak acid component, and salt is generated.
  • the produced salt is evaporated and dried by heating with contact with the exhaust gas to become a solid, and is sent to the powder separator 130 along the flow of the exhaust gas.
  • the exhaust gas is sent to the CO2 absorber 133.
  • the separated and removed salt is discharged from the powder separator 130 as a mixed salt as necessary.
  • the powder separator 130 is a bag filter or a cyclone.
  • the scrubber 129 and the powder separator 130 may be omitted because there are fewer impurities in the final product when the exhaust gas contains a small amount of SOx or NOx strong acid component. Further, spraying into the scrubber 129 may use liquid such as amine supplied from the outside of the system, or water, instead of alkaline electrolyzed water from the electrolytic cell 128.
  • the CO2 absorber 133 of the electrolysis / volume reduction system will be described.
  • the caustic soda water from the electrolysis tank 128 is aerated to the exhaust gas derived from the combustion exhaust gas of the gas turbine, the carbon dioxide contained in the exhaust gas is absorbed into the caustic soda water, and reacted with the caustic soda.
  • Sodium (sodium bicarbonate, NaHCO3) or sodium carbonate (Na2CO3) is produced, and carbon dioxide contained in the exhaust gas is thereby immobilized.
  • the outline of the CO2 absorber 133 used in this embodiment will be described with reference to FIG.
  • the exhaust gas sent from the powder separator 130 is supplied from the supply port 154 to the inside.
  • Caustic soda water (alkaline electrolyzed water) sent from the electrolytic cell 128 via the liquid feed pump 132 is sprayed from the spray nozzle 155 to the CO2 absorber 133 into which the exhaust gas has been introduced.
  • the alkaline content of the electrolyzed water reacts with CO 2 contained in the exhaust gas, so that a salt is generated and removed from the exhaust gas.
  • the production ratio of sodium bicarbonate and sodium carbonate depends on the carbon dioxide concentration in the gas. That is, in the case of caustic soda, salt produced by the reaction with CO 2 varies by CO 2 concentration in the exhaust gas, CO 2 concentration of 5% larger than the generation of the sodium bicarbonate is dominant, the very less than 5% Production of sodium carbonate becomes dominant. In the vicinity of 5%, it is a mixture of both. Therefore, the target final product (such as baking soda or sodium carbonate) can be obtained by changing the CO 2 concentration in the exhaust gas.
  • the concentration of carbon dioxide contained in the combustion exhaust gas of the gas turbine 121 is small (about 2%), when increasing the carbon dioxide concentration of the exhaust gas supplied to the CO2 absorber 133, for example, CO 2 gas is added to the combustion exhaust gas.
  • a method of adding can be considered.
  • the accompanying gas containing CO 2 gas which is separated and removed from the production gas when the natural gas mined from the gas field 101 is purified by the gas processing device 102, is used as the exhaust gas from the exhaust heat recovery boiler 123.
  • the combined exhaust gas is supplied to the scrubber 129.
  • the carbon dioxide concentration can be adjusted by separating and collecting an appropriate amount of CO 2 gas from the accompanying gas by the gas processing apparatus 102 and mixing it with the exhaust gas.
  • mixing accompanying gas with waste gas is useful also from a viewpoint of adjusting the temperature of waste gas (for example, reducing).
  • an engine power generator such as a gas engine or a diesel engine is used instead of the gas turbine 121, and the exhaust gas (CO 2 concentration is about 10%).
  • the characteristic of changing the CO 2 concentration in the gas to obtain the desired final product is not essential for the gas turbine exhaust gas.
  • a gas or the like may be used to change the CO 2 concentration in the gas.
  • the salt produced by the CO2 absorber 133 is evaporated and dried by heating with contact with the exhaust gas and becomes solid.
  • the solid salt content is sent to the powder separator 134 after a trace amount of residual moisture is removed by passing through the mist separator 160 on the exhaust gas flow.
  • the temperature of the exhaust gas is reduced by heat exchange with the alkaline liquid (caustic soda water) sprayed from the spray nozzle 155, and the concentration of carbon dioxide is also reduced.
  • the powder separator 134 solid salt is separated and removed from the exhaust gas, and then sent to the sodium carbonate tank 135 as a final product.
  • a bag filter, a ceramic filter, a cyclone, or the like is used for the powder separator 134.
  • the liquid remaining without being evaporated and dried, or the liquid removed by the mist separator 160 flows down into the pool 156 and accumulates. This is returned to the spray nozzle 155 via the valve 158 by the pump 157 and sprayed again.
  • the valve 159 is opened and discharged. From the powder separator 134, exhaust gas in a state where the temperature is lowered and the carbon dioxide concentration is reduced is discharged out of the system.
  • the water in the concentrated waste liquid derived from the accompanying water is evaporated and removed by effectively using the thermal energy of the exhaust gas, and the volume of the waste water can be significantly reduced.
  • the soda content generated from sodium chloride contained in the condensate-derived concentrated waste liquid is combined with the carbon dioxide of the exhaust gas and fixed, so that the waste can be converted into a valuable material that can be used industrially. It can also help prevent global warming.
  • the salt effluent into an aqueous solution of caustic soda, the amount of dissolved and absorbed carbon dioxide is increased compared with the aqueous solution of sodium chloride, which helps to reduce the discharge amount of carbon dioxide.
  • the method of aeration of caustic soda water to exhaust gas includes a method of directly aeration in an electrolytic cell, a method of aeration of caustic soda water discharged from the electrolytic cell, and electrolysis of exhaust gas. There is a method of spraying caustic soda discharged from the tank.
  • the temperature of the reaction solution increases due to the heat of electrolysis and exhaust gas, so the solubility of NaHCO3 and Na2CO3 increases, so sodium bicarbonate and sodium carbonate are added. There is an advantage that it can be recovered as a solution.
  • the temperature is preferably about 50 to 70 ° C. in order to reduce the evaporation of moisture from the reaction solution from the viewpoint of reducing the moisture contained in the chlorine gas.
  • the temperature of a certain exhaust gas when aerated with an alkaline solution, it is necessary to lower the temperature of a certain exhaust gas to a temperature at which the alkaline solution does not boil, usually about 150 to 200 ° C. This is because when exhaust gas is directly introduced, it dries quickly and solids may accumulate in the system. Further, it is desirable that the liquid is formed so as to be easily transported until the final product state (drying / solidification). From this viewpoint, for example, the temperature of the exhaust gas is lowered to about 80 to 100 ° C. From the viewpoint of effectively using the thermal energy of the exhaust gas, for example, the water in the carbonated solution is removed by evaporation with the exhaust gas exhaust heat to dry NaHCO3 and Na2CO3.
  • the final product can be recovered as a solid using the heat of the exhaust gas.
  • not only free water but also water of crystallization of NaHCO3 and Na2CO3 can be devolatilized.
  • Specific methods for recovering the thermal energy of the exhaust gas include, for example, a method of spraying a solution after absorbing carbon dioxide gas into the exhaust gas and evaporating and drying, a method of performing through a heat exchanger, and the like.
  • Na2CO3 which is a glass raw material as a final product, it is desirable that crystallization water is removed from the viewpoint of safety in a high-temperature process during glass production.
  • FIG. 4 shows a system configuration 1 of the salt drainage processing apparatus.
  • the MED (evaporation concentration device) 2 is installed as the salt drainage concentration device.
  • the RO membrane system may be combined, or the MED (evaporation concentration device) 2 may be combined.
  • an RO membrane system may be used.
  • the gas turbine 12 is installed as a power / heat supply system, as described above, an exhaust heat recovery boiler and a steam turbine may also be installed.
  • salt drainage 41 is supplied to MED (evaporation concentration device) 2, where it is concentrated and purified, and separated into clean water 30 and high-concentration salt drainage 28.
  • MED evaporation concentration device
  • a filter for removing calcium salts and the like deposited by concentration in the MED (evaporation concentration device) 2 is installed between the MED (evaporation concentration device) 2 and the electrolytic cell 14. desirable.
  • the separated clean water 30 can also be supplied as makeup water that maintains the water level on the negative electrode side of the electrolytic cell.
  • the high-concentration salt drainage 28 is supplied to the electrolytic cell 14 via the pump 7.
  • the electric power for operating the MED (evaporation concentrator) 2 is electric energy 23 supplied from the generator 24 driven by the gas turbine 12.
  • the number of the gas turbines 12 and the generators 24 may be increased to two or more as necessary when the power is insufficient. Moreover, by providing a plurality of gas turbines in this way, it can be used as a backup in case of failure.
  • the high-concentration salt drainage 28 from the MED (evaporation concentration device) 2 is supplied to the positive electrode chamber of the electrolytic cell 14.
  • a water level meter (+) 3 and a water level meter (-) 4 for measuring the water level, a salt concentration meter (+) 5 and a salt concentration meter (-) 6 for measuring the salt concentration are installed in the positive electrode chamber and the negative electrode chamber, respectively.
  • the measured values measured by the water level meter (+) 3 and the water level meter ( ⁇ ) 4, the salt concentration meter (+) 5 and the salt concentration meter ( ⁇ ) 6 are input to the arithmetic unit 1. Yes.
  • an ammeter 51 for measuring the current of the positive electrode and the negative electrode in the positive electrode chamber and the negative electrode chamber, and a voltmeter 52 for measuring the voltage are installed, and the current and voltage measured by the ammeter 51 and the voltmeter 52 are calculated by an arithmetic unit. 1, and the amount of power applied for electrolysis is controlled based on these measured values.
  • the high-concentration salt drainage 28 in the positive electrode chamber is electrolyzed by the current flowing from the electrodes inserted in the positive electrode chamber and the negative electrode chamber, and converted into the high-concentration salt water 29 and the sodium hydroxide aqueous solution 26.
  • the chlorine gas 18 generated in the positive electrode chamber during electrolysis in the electrolytic cell 14 is supplied to the cooler 8, cooled by the cooler 8, and then separated and washed into water vapor and salts by the mist separator 9. Then, after drying with the drying tower 10 to which the concentrated sulfuric acid 19 is supplied, it is cooled and pressurized by the cooler 11 and stored as liquid chlorine 21 in the tank. Concentrated sulfuric acid used in the drying tower 10 is discharged as waste sulfuric acid 20, and is subjected to necessary treatment and reused. Hydrogen generated in the negative electrode chamber during electrolysis in the electrolytic cell 14 is supplied to the gas turbine 12 as fuel.
  • the high-concentration salt water 29 discharged from the positive electrode chamber of the electrolytic cell 14 is supplied again to the MED (evaporation concentration device) 2 via the pump 7 and concentrated together with the salt drainage 41.
  • the sodium hydroxide aqueous solution 26 discharged from the negative electrode chamber of the electrolytic cell 14 is supplied by a pump 7 to a carbonation tank 32 (CO2 absorber) that is a reaction tank, and sprayed in the carbonation tank 32 to be fine. Are converted into small droplets and the surface area is increased.
  • the carbon dioxide tank 32 in such a state is supplied with the exhaust gas 25 containing carbon dioxide from the gas turbine 12 through the heat exchanger 13 by the blower 33, and the sodium hydroxide aqueous solution 26 and the exhaust gas 25 containing carbon dioxide are brought into contact with each other. .
  • the sodium hydroxide aqueous solution 26 and the carbon dioxide in the exhaust gas 25 react to form an aqueous solution containing sodium bicarbonate or sodium bicarbonate and sodium carbonate.
  • the aqueous solution containing sodium hydrogen carbonate obtained in the carbonation tank 32 is supplied to a centrifugal separation mechanism 17 that is a recovery device, and sodium hydrogen carbonate is recovered in the centrifugal separation mechanism 17 and stored in the tank as sodium hydrogen carbonate 27.
  • sodium hydrogen carbonate in the aqueous solution is precipitated using the low saturated solubility of sodium hydrogen carbonate, and the sodium hydrogen carbonate precipitated by the centrifugal separation mechanism 17 is separated from the aqueous solution.
  • the sodium hydrogen carbonate aqueous solution generated in the carbonation tank 32 is heated at 150 to 200 ° C. by exhaust heat of exhaust gas, etc., so that dehydration and decarboxylation reactions occur, and it is converted into sodium carbonate solid. good.
  • the temperature of the gas turbine exhaust gas is high.
  • the exhaust gas is used for carbonation of caustic soda, it is desirable to cool the gas turbine exhaust gas before supplying it to the carbonation tank 32. Therefore, the exhaust gas is used for evaporation drying of an aqueous sodium hydrogen carbonate solution to lower the temperature of the exhaust gas. It is desirable to supply the carbonation tank 32 after that.
  • the carbonate remains as an aqueous solution in the carbonation tank 32.
  • the carbonate is evaporated and dried by the heat of exhaust gas in the carbonation tank 32. May be.
  • the sodium carbonate aqueous solution and / or the sodium hydrogen carbonate solution 34 that has not been collected by the centrifugal separation mechanism 17 is heated by the heat exchanger 13 and supplied to the negative electrode chamber of the electrolytic cell 14 via the pump 7.
  • the temperature of the aqueous solution in the electrolytic cell 14 is controlled to about 60 ° C., for example, the aqueous solution is heated to about 60 ° C. by the heat exchanger 13.
  • the water level tends to decrease due to electrolysis of water, but the water level is maintained by supplying electrolyzed water (sodium carbonate aqueous solution and / or sodium hydrogen carbonate solution 34). Further, since the supplied water is not pure water but electrolyzed water, electrolysis in the electrolytic cell is efficiently performed.
  • the salt wastewater is converted into sodium hydroxide by electrolysis, and the sodium hydroxide and carbon dioxide are reacted to generate sodium bicarbonate (sodium bicarbonate) and / or sodium carbonate. Can be increased.
  • the cost is low, but also the effect that sodium chloride can be converted into a substance that can be effectively used with a low environmental load with high yield and high efficiency can be obtained.
  • salt wastewater treatment it becomes possible to preferentially produce a more valuable salt, and to minimize the salt concentration in the salt wastewater.
  • the temperature of the waste water can also be lowered, and the impact on the environment can be reduced. .
  • FIG. 5 shows a system configuration 2 of the salt drainage treatment apparatus.
  • the carbonation tank 32 in the system configuration example 1 shown in FIG. 4 is eliminated, and instead, the CO 2 blowing portion 16 of the exhaust gas 25 is connected to the negative electrode side of the electrolytic cell 14, and is placed in the negative electrode chamber of the electrolytic cell 14.
  • the exhaust gas 25 is directly introduced, and sodium hydroxide generated by electrolysis is converted into sodium hydrogen carbonate or sodium carbonate. That is, electrolysis and carbonation are performed in the same electrolytic cell. Thereby, the mechanism which makes exhaust gas contact the waste_water
  • the sodium hydrogen carbonate from the electrolytic cell 14 or an aqueous solution containing sodium carbonate is supplied to the cooling precipitation tank 15.
  • the aqueous solution containing sodium hydrogen carbonate or the like is cooled in the cooling precipitation tank 15 (for example, about 5 ° C.), so that sodium hydrogen carbonate having a low saturation solubility is precipitated.
  • the sodium hydrogen carbonate crystals are recovered by a centrifugal separation mechanism 17 that is a recovery device and stored in a tank as sodium hydrogen carbonate 27. Others are the same as the system configuration shown in FIG. In FIG. 5, it is actually desirable to install the centrifugal separation mechanism 17 directly below the cooling precipitation tank 15.
  • FIG. 6 shows a system configuration 3 of the salt drainage treatment apparatus.
  • This configuration example is the same as the system configuration example 2 shown in FIG. 5 except that the CO 2 blowing section 16 of the exhaust gas 25 is connected to the cooling precipitation tank 15 in place of the negative electrode side of the electrolytic cell 14 and the exhaust gas is supplied to the cooling precipitation tank 15. is doing.
  • a sodium hydroxide aqueous solution 26 discharged from the negative electrode chamber of the electrolytic cell 14 is supplied to the cooling precipitation tank 15, and exhaust gas is supplied from the CO 2 blowing section 16.
  • the sodium hydroxide aqueous solution 26 supplied from the electrolytic cell 14 reacts with carbon dioxide in the exhaust gas 25 introduced from the CO 2 blowing section 16 to form a sodium hydrogen carbonate aqueous solution, which is cooled in the cooling precipitation tank 15. This precipitates as crystals of sodium bicarbonate.
  • the sodium hydrogen carbonate crystals are separated from the mixed aqueous solution of sodium carbonate and sodium hydrogen carbonate by the centrifugal separation mechanism 17 serving as a recovery device, and stored in the tank as sodium hydrogen carbonate 27.
  • the drainage on the positive electrode side after electrolysis is also thrown into the negative electrode side.
  • This method is effective when the concentration of sodium carbonate and sodium hydrogen carbonate in the salt effluent is higher than the sodium chloride concentration.
  • the carbonate ions are not affected, and the chlorine ions are oxidized at the positive electrode.
  • most of the sodium chloride is converted to sodium hydroxide.
  • the sodium ions move to the low concentration electrode side. Therefore, when the sodium carbonate concentration and sodium hydrogen carbonate concentration on the positive electrode side are higher than the sodium chloride concentration, the sodium ion concentration on the positive electrode side can exceed the sodium ion concentration on the negative electrode side even when the total amount of sodium chloride is electrolyzed. .
  • the positive electrode side can be made into sodium carbonate and sodium hydrogen carbonate, and the positive electrode side waste water after the electrolysis can be thrown into the negative electrode side.
  • a water level tends to fall in the negative electrode chamber by electrolysis of water, a water level is maintained by supplying positive electrode side waste_water
  • a chlorine ion concentration meter (+) 31 that measures the chlorine ion concentration in the positive electrode chamber of the electrolytic cell 14 is provided, and the measured chlorine ion concentration data in the positive electrode chamber is input to the arithmetic unit 1. It has become.
  • hypochlorous acid is produced when the chlorine ions are introduced to the negative electrode side. Therefore, for example, electrolysis is performed so that the chlorine ions have a detection limit value.
  • FIG. 7 shows a system configuration 4 of the salt drainage treatment apparatus.
  • This configuration example is obtained by adding a system in which waste water on the positive electrode side after electrolysis is also input to the negative electrode side as in the system configuration example 3 shown in FIG. 6 to the system configuration example 2 shown in FIG. Others are the same as the system configuration shown in FIG. 4 and FIG. ⁇ System configuration example 5>
  • FIG. 8 shows a system configuration 5 of the salt drainage treatment apparatus.
  • This configuration example is obtained by omitting the system for supplying the positive-side drainage after electrolysis to the negative-electrode side in the system configuration example 3 shown in FIG. Others are the same as the system configuration shown in FIG. 4 and FIG. ⁇ Example of electrolytic cell configuration> Next, the multistage electrolytic cell in the Example of this invention is demonstrated.
  • the electrolytic cell 1208 in a single-stage electrolytic cell as shown in FIG. 2, when a continuous treatment process is assumed, chlorine ions discharged from the positive electrode side cell are not subjected to electrolysis due to the short path effect.
  • chlorine ions are supplied to the negative electrode side, and hypochlorite ions are generated. Become. What is effective in suppressing this is the series multistage electrolysis process (electrolyzer) shown in FIG.
  • the electrolytic cells are connected in series in multiple stages (three stages in the figure), the upstream positive cell discharge liquid is used as the next positive electrode side cell supply liquid, and the final positive electrode cell discharge liquid is one stage.
  • the negative electrode side cell supply liquid is used.
  • the discharge liquid from the upstream negative electrode cell is used as the negative electrode cell supply liquid of the next stage, and the discharge liquid from the negative electrode cell at the final stage is supplied to the final discharge liquid (CO2 absorber).
  • Aqueous solution Thereby, the influence of a short path
  • the liquid discharged from the final stage of the positive electrode side cell is sent to the first stage cell of the negative electrode side by closing the valve 164 and opening the valve 163 to drive the pump 152.
  • the valve 165 is opened to supply fresh water from the RO membrane desalination device 111 or the MED device 116 to the first-stage cell on the negative electrode side. Is preferably adjusted to the same level as the positive electrode. This is because the liquid level is lowered by electrolysis of water on the negative electrode side.
  • each area divided by the weir is partitioned by a semipermeable membrane in the axial direction (longitudinal direction) of the electrolytic cell, and a positive electrode and a negative electrode are respectively installed on the left and right sides of the partition. Therefore, the left and right areas are the positive electrode side cell and the negative electrode side cell, respectively.
  • the liquid flow from the upper side to the lower side is governed by the water head difference.
  • the electrolyte discharged from the final stage of the positive electrode side cell is supplied to the first stage cell on the negative electrode side.
  • fresh water is supplied to each area for liquid level adjustment as necessary.
  • the internal volume of the electrolytic cell may be increased toward the subsequent stage to increase the residence time of the electrolytic solution. This is aimed at compensating for this by extending the electrolysis time because the salt concentration on the positive electrode side decreases and the electrolysis efficiency decreases as it goes to the subsequent stage. In this case, it is necessary to balance the cost reduction accompanying the improvement of electrolytic efficiency and the simplification of equipment and the reduction of the short path suppression effect.
  • the electrolytic efficiency is improved and maintained by increasing the ion activity by increasing the temperature of the electrolytic solution in the tank as it proceeds to the subsequent stage. May be.
  • a heating means for increasing the temperature for example, it is conceivable to use waste heat of combustion exhaust gas from the gas turbine 121.
  • the electrolyte solution is indirectly heated with combustion exhaust gas by a heat exchanger. In this case, it is necessary to pay attention to the balance between loss due to improvement in electrolysis efficiency due to temperature rise and volatilization of moisture in the electrolyte.
  • the main equipment of the system to be used is one gas turbine with 28MW electric output (natural gas fuel consumption 130t / d, carbon dioxide generation 360t / d), waste heat boiler (steam generation 1440t / d), RO membrane concentration Equipment (high-pressure pump power consumption 700kW), MED (power consumption 125kW, steam consumption 390t / d), electrolytic cell, and carbon dioxide absorber.
  • the power consumption is 1.15 MW (electrolytic cell number 40)
  • the electric power per electrolytic cell is 240V ⁇ 120A
  • the number of electrode sets 80 included in the electrolytic cell is 1.5 ⁇ 1.8 ⁇ 0.1m. It is assumed that 160 CO2 absorbers with a wind speed of 2 m / s and spray nozzles with a flow rate of 10 L / min are provided.
  • ⁇ RO membrane concentration produces 8,000 t / d of fresh water and 2,000 t / d of concentrated wastewater containing sodium chloride concentration of 1 wt%.
  • distilled water 1667 t / d is generated and concentrated wastewater 333 t / d containing a sodium chloride concentration of 6 wt% is discharged.
  • the concentrated wastewater discharged is electrolyzed to produce 321t / d of electrolyzed water containing NaOH13t / d, 0.3ton / d of hydrogen gas (used for gas turbine fuel), and 11.5ton / d of chlorine gas (converted to liquefied chlorine) .
  • the purity of the sodium carbonate obtained was 99 wt% or more, and the impurities were sodium chloride content 0.5 wt% or less and iron oxide content 30 ppm or less.
  • this invention is not limited to the above-mentioned Example, Various modifications are included.
  • the above-described embodiments have been described in detail for easy understanding of the present invention, and are not necessarily limited to those having all the configurations described.
  • a part of the configuration of one embodiment can be replaced with the configuration of another embodiment, and the configuration of another embodiment can be added to the configuration of one embodiment.
  • Neutralization tank 110 ... High pressure water pump, 111 ... RO membrane desalination device, 112 ... Chemical cleaning / wastewater treatment device, 113 ... Pressure energy recovery device, 114 ... Backwash device, 115 ... Product gas supply blower, 116 ... MED device, 118 ... Heat radiating section, 119, 120 ... Ejector, 123 ... Waste heat recovery boiler, 124-126, 131, 132, 140-142, 145 ... Liquid feed pump, 127 ... transformer, 129 ... scrubber, 130, 134 ... powder separator, 133 ... CO 2 absorber, 135 ... soda bath, 136 ... heat exchange type Rejector, 137 ... Gas-liquid separator, 138 ...
  • Dryer 139 ... Concentrated sulfuric acid tank, 143 ... Sulfuric acid concentration tank, 144 ... Chlorine gas liquefier, 146 ... Liquefied chlorine tank, 147 ... Steam turbine, 148 ... Generator, DESCRIPTION OF SYMBOLS 150 ... Semipermeable membrane, 151 ... Positive electrode, 152 ... Liquid feeding pump, 153 ... Negative electrode, 154 ... Supply port, 155 ... Spray nozzle, 156 ... Pool, 157 ... Pump, 158,159 ... Valve, 160 ... Mist separator, 161 162, outlet valve, 163 to 165, valve.

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Abstract

　ガス田採掘における随伴水などの塩排水を、低コスト及び低環境負荷で、有効利用可能な物質に高収率、高効率で転換することが可能な塩排水の処理方法及び装置を提供する。　塩化ナトリウムを含む塩排水から水分を分離することで塩排水を濃縮して高濃度塩排水を製造し、高濃度塩排水を、正極と負極がナトリウムイオンを透過する半透膜で仕切られた電解槽の正極側に投入して、電気分解により高濃度塩水中に水酸化ナトリウムを生成させ、この水酸化ナトリウムに、塩排水を排出するプラント又は塩排水の処理装置を作動する電気エネルギーを得るために設置されているガスタービン発電装置又はエンジン発電装置の排ガスを接触させることにより炭酸ナトリウム及び／または炭酸水素ナトリウムを含む水溶液を得て、この水溶液から炭酸ナトリウム及び／または炭酸水素ナトリウムを分離回収する。電解槽には直列多段の電解装置を用いる。

Description

塩排水の処理方法及び装置
　本発明は、塩排水の処理方法及び装置に係り、特に、油田やガス田の採掘の際に発生する随伴水の減容処理に好適な塩排水の処理装置及びその処理方法に関する。
　油田やガス田の採掘では、石油や天然ガスと共に塩分を含む随伴水が発生する。随伴水は、地盤沈下抑制等のため、通常、油田やガス田の井戸に返送される場合が多い。しかし、採掘に用いる蒸気注入等の増大に伴い、井戸への返送量と比べて過剰量の随伴水が発生する傾向にある。過剰な随伴水については、環境保護の観点から、処理により最終的な発生量を限りなくゼロに近づけることが望ましい。また、海水淡水化においても、海水淡水化の際に発生する濃縮された塩水の扱いが課題となる。濃縮された塩水を海に返送することで環境への変動を招く場合もあり、塩を含む排水を出来るだけ低減することが望ましい。
　従来、これらの塩化ナトリウム等の塩を含んだ排水の処理について、逆浸透膜（ＲＯ膜）や加熱を用いた濃縮処理により排水（塩排水）量を低減することが提案されている（例えば特許文献１）。特許文献１では、排水を蒸発濃縮しており、蒸発濃縮に用い熱源としてガスタービンの排熱を利用した排熱回収ボイラからの発生蒸気を用いている。
　一方、特許文献２に、脱塩プラント由来の塩水廃液に二酸化炭素およびアンモニアを反応させてソーダ灰を生成することが記載されている。また、特許文献２では、二酸化炭素として、燃焼発生源に直接または間接に由来する廃ガス流から得ている。
　また、特許文献３及び４に、炭酸ナトリウムの結晶を得る方法として、塩化ナトリウム水溶液を膜タイプの電気分解セルを用いて電気分解して水酸化ナトリウム水溶液を収集し、水酸化ナトリウム水溶液と二酸化炭素との直接接触により炭酸ナトリウムの結晶のスラリーを得ることが記載されている。また、特許文献３及び４では、二酸化炭素として、電気分解で生じた塩素と水素を反応させて得られた塩酸水溶液に石灰石を作用させて得た二酸化炭素、又は、熱電併給設備から放出される煙道ガスを用いることが記載されている。
国際公開2012/008013 特表2012-509237号公報（国際公開2010/057261） 特表2008-532904号公報（国際公開2006/094982） 特表2010-503600号公報（国際公開2008/031834）
　特許文献１では、塩排水を濃縮して最終的に排出する塩排水量を低減している。しかしながら、廃棄物をできるだけ低減するためには減容だけでなく、廃棄物を有価物に転換して、社会で引き取りやすい状態にする、あるいはできれば有効利用してもらうことで消化する工夫が追加されることが望ましい。
　この観点から特許文献２では、塩水廃液を、他の価値が付加された材料（ソーダ灰）の形成に用いており、経済的および／または環境的なコストを低減できる。しかしながら、特許文献２では、所謂、ソルベー法を用いており、反応にはアンモニアが必要となる。例えば、濃縮処理に蒸発濃縮処理を用いている特許文献１に適用した場合、濃縮廃液の温度は比較的高く、アンモニアが蒸発して反応させるのが難しい。濃縮廃液の温度を低下させてから反応に供するのでは、濃縮廃液が持つ熱エネルギーを無駄にすることになり、また、温度低下させるための設備が必要となり、好ましくないと考えられる。
　特許文献３および４では、岩塩を加えて濃縮塩水とし、濃縮塩水を電気分解して、水酸化ナトリウム水溶液を得て、この水酸化ナトリウム水溶液に二酸化炭素を気液接触させて炭酸ナトリウムの結晶のスラリーを得ている。この電気分解を用いた方法では、特許文献２のように炭酸ナトリウムを得るのにアンモニアを用いる必要がない。しかしながら、特許文献３では、油田やガス田の採掘の際に発生する随伴水のような排水を対象としたものではない。即ち、塩排水の処理については考慮されていない。また、塩排水に岩塩を加えて濃縮塩水とすることは現実的ではない。また、随伴水などの塩排水には、マグネシウムやカルシウムなどのナトリウムイオン以外の金属イオンや、有機物が含まれており、随伴水等の塩排水を電解槽に入れる前に、これらを効果的に除去することが望ましい。
　本発明は、上述の点に鑑みてなされたものであり、随伴水などの塩排水を、低コスト及び低環境負荷で、有効利用可能な物質に高収率、高効率で転換することが可能な塩排水の処理方法及び装置を提供することにある。
　上記課題を解決するため、本発明では、塩化ナトリウムを含む塩排水から水分を分離することで塩排水を濃縮して高濃度塩排水を製造し、高濃度塩排水を、正極と負極がナトリウムイオンを透過する半透膜で仕切られた電解槽の正極側に投入して、電気分解により高濃度塩水中に水酸化ナトリウムを生成させ、この水酸化ナトリウムに、塩排水を排出するプラント又は塩排水の処理装置を作動する電気エネルギーを得るために設置されているガスタービン発電装置又はエンジン発電装置の排ガスを接触させることにより炭酸ナトリウム及び／または炭酸水素ナトリウムを含む水溶液を得て、この水溶液から炭酸ナトリウム及び／または炭酸水素ナトリウムを分離回収するようにしたことを特徴とする。そして、電解槽を多段に直列に設置した電解装置を用いることを特徴とする。
　本発明によれば、随伴水などの塩排水を、低コスト及び低環境負荷で、有効利用可能な物質に高収率、高効率で転換することが可能となる。
　上記した以外の課題、構成及び効果は、以下の実施形態の説明により明らかにされる。
本発明の一実施例の塩排水の処理装置を石炭ガス田の随伴水処理に適用した場合のシステム構成図である。 本発明の塩排水の処理装置に用いられる電解槽の一例を示す概念図である。 本発明の塩排水の処理装置に用いられるCO2吸収装置の一例を示す概念図である。 本発明の一実施例における塩排水の処理装置のシステム構成図である。 本発明の他の実施例における塩排水の処理装置のシステム構成図である。 本発明の他の実施例における塩排水の処理装置のシステム構成図である。 本発明の他の実施例における塩排水の処理装置のシステム構成図である。 本発明の他の実施例における塩排水の処理装置のシステム構成図である。 本発明の塩排水の処理装置で用いられる多段直列式の電解槽の一例を示す概念図である。
　以下、図面を用いて本発明の実施例を説明する。
　先ず、本発明に至った経緯について説明する。
　上述したように、廃棄物をできるだけ低減するためには減容だけでなく、廃棄物を有価物に転換することが望ましい。有価物とするためには、例えば、塩排水を固体塩まで減容の後、精製し食塩に転換することが考えられる。しかし、通常の食塩との製造コストと比較すると、様々な不純物除去工程を必要とする点で、塩排水から食塩を製造するのは経済的に著しく不利である。また、廃棄物から回収した製品を口にすることの生理的な拒絶感もある。このような観点からは、できるだけ通常の製造プロセスに近い方式で人間の健康を含めた環境への負荷が低い形で利用される製品に、廃棄物である塩排水を高収率、かつ高効率で転換することが望ましい。
　そこで、本発明者等は、塩排水を電気分解して水酸化ナトリウム（苛性ソーダ）を得て、これに二酸化炭素を曝気などで反応させることにより、炭酸水素ナトリウム（重曹、NaHCO3）あるいは炭酸ナトリウム（Na2CO3）を生成させることを考えた。
　油田やガス田の採掘の際に発生する随伴水などには、マグネシウムやカルシウムなどのナトリウムイオン以外の金属イオンや、有機物が含まれており、随伴水等の塩排水を電解槽に入れる前に、これらを効果的に除去することが望ましい。
　アルカリ土類金属のマグネシウム、カルシウムなどの塩の溶解度は、ナトリウム塩に比べて低い。そこで、塩排水を濃縮することにより、アルカリ土類金属のマグネシウム、カルシウムなどの塩を析出させて、電解槽に入れる前に、塩排水から分離可能とすることを考えた。また、有機物についても、塩析を利用して分離可能とすることを考えた。このように、塩排水を濃縮処理することによって、電解処理で塩排水から苛性ソーダを得るのに適したナトリウム塩がリッチな処理液とすることができる。
　また、塩排水を排出するプラント（例えば、油田やガス田の採掘プラント）では、電気エネルギーが必要であり、ガスタービン発電装置が設置される場合が多い。そこで、炭酸水素ナトリウム（重曹、NaHCO3）あるいは炭酸ナトリウム（Na2CO3）を生成させる際に用いる二酸化炭素としてガスタービン発電装置のガスタービン排ガスを用いれば、排ガスに含まれる二酸化炭素の固定化にも活用でき、また、塩排水処理装置の設備コスト低減につながると考えた。なお、塩排水の処理装置にも多大な直流電流を必要とするため、塩排水の処理装置の電気エネルギーを得るためにガスタービン発電装置やエンジン発電装置を設置し、苛性ソーダの炭酸化の反応に用いる二酸化炭素としてその排ガスを用いるようにしても良い。
　そして、本発明者等は、電解槽を多段とすることにより電解槽の正極側の排出液における塩素イオンの残留を抑制することを考えた。正極側の排出液における塩素イオンが残留しないようにすることにより、排出液を電解槽の負極側に供給しても次亜塩素酸イオンが生成しないようにすることができる。正極の排出液を負極側に供給することができれば、負極側の水位を維持に利用でき、系外に放出する排水を削減することができる。また、塩排水の炭酸ソーダなどが多く含まれている場合に有効に炭酸ソーダを回収することができる。
　これらにより、塩排水処理においてより有価性の高い塩を優先的に製造することが可能となり、かつ最終的に排出する塩排水中の塩濃度を最低限にすることが可能となる。さらに、塩排水の処理装置に使用する電力を賄うため化石由来燃料の発電装置から排出される二酸化炭素量を低減できるなど、環境に対する影響を少なくすることができる。また、発電装置の排ガス由来の熱を利用して塩排水の濃縮処理などを行うことにより、システム全体としての効率を向上ことができる。
　次に、本発明の塩排水の処理方法及び装置の好適な適用例である油田やガス田の採掘の際に発生する随伴水の処理システムを用いて、様々な工夫点を含めて本発明の実施例の概要を説明し、その後、塩排水の処理装置のシステム構成例を詳細に説明し、最後に多段の電解槽の構成例を説明する。
　図１は、本発明の一実施例の塩排水の処理装置を石炭ガス田の随伴水処理に適用した場合のシステム構成図である。
　本処理システムは、ガス田の採掘の際の随伴水である塩排水を処理するＲＯ膜システム、多重効用型蒸発法(Multi-Effect Distillation：ＭＥＤ)システムによって上水を得るシステムと、これらのシステムを駆動するための電気エネルギーや蒸気などを発生する電力・熱供給システムと、ＭＥＤシステムで生じる高濃度塩排水を処理して炭酸ナトリウム、炭酸水素ナトリウムなどの有価塩を得る電解・減容システムと、電解によって生じる塩素ガスを処理する塩素精製・液化システムから構成される。電力・熱供給システムは、ガス田の採掘プラントに必要な電気エネルギーも発生する。
　図１において、１０１はガス田、１０２はガス処理装置、１０３は給水ポンプ、１０４はストレーナ、１０５は精密ろ過膜（ＭＦ膜）、限外ろ過膜（ＵＦ膜）等の前処理装置、１０６は加圧空気タンク、１０７はアルカリ供給タンク、１０８は酸供給タンク、１０９は中和タンク、１１０は高圧水ポンプ、１１１はＲＯ膜淡水化装置、１１２は薬品洗浄/排水処理装置、１１３は圧力エネルギー回収装置、１１４は表面逆洗装置（ブロア）、１１５は製品ガス供給ブロア、１１６はＭＥＤ装置、１１７は熱交換器、１１８は放熱部、１１９、１２０はエジェクター、１２１はガスタービン、１２２は発電機、１２３は排熱回収ボイラ、１２４、１２５、１２６は送液ポンプ、１２７は変圧器/コンバータ、１２８は電解槽、１２９はスクラバ、１３０は粉体分離機、１３１、１３２は送液ポンプ、１３３はCO2吸収装置、１３４は粉体分離機、１３５は炭酸ソーダ槽、１３６は熱交換式冷却器、１３７は気液分離器、１３８は乾燥機、１３９は濃硫酸槽、１４０、１４１、１４２は送液ポンプ、１４３は硫酸濃縮槽、１４４は塩素ガス液化装置、１４５は送液ポンプ、１４６は液化塩素槽、１４７は蒸気タービン、１４８は発電機、１５２は送液ポンプである。
　ガス田１０１から採掘される天然ガスは、ガス処理装置１０２により精製された後、製品ガス供給ブロア１１５により送気される。また、採掘される天然ガスと共にガス田１０１から湧き出てくる随伴水については、給水ポンプ１０３により汲み出されＲＯ膜システムに導入される。
　ＲＯ膜システムでは、ＲＯ膜への負荷を低減するため、先ず、ストレーナ１０４で、随伴水から固形分の不純物が除去される。その後、前処理装置１０５において随伴水から細かい固形分の不純物が除去される。前処理装置１０５としては、ＭＦ膜やＵＦ膜、あるいはその両方の組み合わせが用いられる。前処理装置１０５では、膜前後における差圧の上昇をモニターし（圧力計は図示省略）、差圧が設定値よりも上昇した場合には、給水ポンプ１０３を停止し、バルブを適宜開閉して膜洗浄を行う。例えば、表面逆洗装置（ブロア）１１４から高圧空気を吹き込み、膜を洗浄する。また、必要に応じて、加圧空気タンク１０６からの高圧空気吹込みによる膜の逆洗、アルカリ供給タンク１０７からのアルカリ溶液（苛性ソーダ）、酸供給タンク１０８からの酸を用いた膜面の薬洗を行う。薬洗に用いた酸やアルカリを中和し、必要に応じて還元剤を加えて処理した後、廃液を中和タンク１０９に回収する。回収した廃液はその後排水される。
　前処理装置１０５を通過した随伴水は高圧水ポンプ１１０により、ＲＯ膜淡水化装置１１１に送られ、淡水が製造されると共に残された液では塩分が濃縮される。ＲＯ膜淡水化装置１１１においても、必要に応じて、酸や還元剤を用いた膜面洗浄を行い、その排水は薬品洗浄/排水処理装置１１２に送られ処理される。また、ＲＯ膜淡水化装置１１１から排出された淡水はシステムの外部に送水され、濃縮水は圧力エネルギー回収装置１１３を通してエネルギー回収がなされ、ＭＥＤシステムに供給原水として送水される。
　本実施例のＭＥＤシステムでは、ＲＯ膜淡水化装置１１１からの供給原水を加熱するのに用いる蒸気として、排熱回収ボイラ１２３で発生させた蒸気に由来する蒸気、即ち、蒸気タービン１４７で仕事をした後の蒸気（排気蒸気）を用いている。
　そして、本実施例のＭＥＤシステムでは、ＲＯ膜淡水化装置１１１から排出された濃縮水（供給原水）は、一部が直接ＭＥＤ装置１１６に送水され、他の一部が蒸気タービン１４７からの排気蒸気の一部を用いて加熱されてＭＥＤ装置１１６に送水される。この加熱は、エジェクター１１９を介して熱交換器１１７に排気蒸気の一部を供給し、供給原水が熱交換器１１７を経由するようにして行っている。
　ＭＥＤ装置１１６内の供給原水の一部が、蒸気タービンからの排気蒸気の一部が流れるエジェクター１２０に誘引され、蒸気との混合により加熱された後、ＭＥＤ装置１１６に還流する。その際、蒸気の流れによる誘引でＭＥＤ装置１１６内は大気圧よりも減圧され、ＭＥＤ装置内の供給原水は蒸発しやすくなる。ＭＥＤ装置１１６内で発生した蒸気は放熱部１１８で冷却され、蒸留水（淡水）となり、一部が送液ポンプ１２６により系外への供給水として、他の一部が送液ポンプ1２４により排熱回収ボイラ１２３へのボイラ給水として送液される。また、蒸発により濃縮された随伴水（濃縮廃水）は送液ポンプ１２５により、電解槽１２８に送液される。なお、蒸発による随伴水の濃縮については、多重効用型蒸発法を適用した装置が最も望ましいが、それ以外の蒸留濃縮装置についても適用可能である。
　本実施例では、ＲＯ膜システムとＭＥＤシステムとによって随伴水の濃縮を行っている。これらの濃縮によって、随伴水に含まれる溶解度が低いアルカリ土類金属のマグネシウム、カルシウムなどの塩が析出する。また、随伴水に含まれ有機物も塩析する。これらによって、塩排水（随伴水）を電解槽に入れる前に、苛性ソーダを得るのに不純物となるものを塩排水から分離可能となる。なお、図示していないが、ＭＥＤ装置と電解槽との間に、析出した不純物を補足するフィルターを設けるのが望ましい。このように、塩排水を濃縮処理することによって、電解処理で塩排水から適したナトリウム塩がリッチな処理液とすることができる。
　ＭＥＤ装置１１６からの濃縮廃水は、電解・減容システムの電解槽１２８に供給され電解される。図２を用いて本実施例で用いる電解槽１２８の概念を説明する。但し、本発明で用いる電解装置は、後述するように、電解槽を多段化したものであり、図２は塩排水処理装置における電解の概念を説明するものである。電解槽１２８は、正極側セルと負極側セルが半透膜１５０で仕切られた構造で、両電極間の電位差は例えば3－5V程度に制御される。ＭＥＤ装置１１６からの濃縮廃水は、電解槽１２８の正極側セルに供給される。
　塩化ナトリウムを含む水を電気分解した場合、下記（１）式と（２）式に示す電解化学反応ように、苛性ソーダ、塩素、水素が生成する。即ち、この反応では、塩素イオンが正極１５１で酸化され塩素分子（ガス）となり正極側セル上部から排出され、残るナトリウムイオンは半透膜１５０を通過し電解槽１２８の負極側セルに移行する。一方、負極１５３側では水素イオンが還元され生成した水素分子（ガス）となり負正極側セル上部から排出され、残された水酸化物イオンがナトリウムイオンと共に水酸化ナトリウム（苛性ソーダ）を生成する。
2NaCl　→　2Na+-　＋　2Cl-　→　2Na+　＋　Cl2＋　2e-　…　（１）
2H2O　+　2e-　→　2OH+　＋　H2　　　　　　　　　　　　…　（２）
　この反応では、苛性ソーダ生成量と等モル量の電荷が必要となるので、大規模に継続的に実施する場合、膨大な直流電流が必要となる。
　電解槽１２８で生成したナトリウムイオンと水酸化物イオンは苛性ソーダ水として電解槽から排出され、送液ポンプ１３２によりCO2吸収装置１３３に供給される。
　なお、ガス田によっては、随伴水に、炭酸水素ナトリウムや炭酸ナトリウム、即ち、炭酸イオンや重炭酸イオンが含まれている場合もある。随伴水の濃縮廃水に炭酸イオンや重炭酸イオンが含まれている場合、電位差を上記値よりも極めて大きな値としない限り、これらのイオンは影響を受けず、塩素イオンが酸化される。随伴水の濃縮廃水に塩素イオンが少なく炭酸イオンや重炭酸イオンが多く含まれている場合などには、電解により正極側セルでは、塩素イオンが除去され、炭酸イオンや重炭酸イオン（炭酸水素ナトリウムや炭酸ナトリウム）が残ることになる。本実施例では、塩素イオンが除去された排水（電解水）を、必要に応じて所定の処理を行った後（例えば塩素イオンの有無を確認し、塩素イオンが未検出の場合に加温処理など行った後）、送液ポンプ１５２により電解槽１２８の負極側セルに送液している。これにより、高純度で炭酸水素ナトリウムや炭酸ナトリウムを得ることができる。また、負極側は水の電気分解により水位が低下する傾向にあるが負極側に、外部から電解水を補給することなく、負極側の水位を維持することができる。
　電解槽１２８の正極側セル上部から排出された塩素ガスは、塩素精製・液化システムに送られる。塩素ガスは湿分を含んでおり腐食性が高いため、送気配管はガラスライニング材等の耐食材料で作られるのが望ましい。
　電解槽１２８から排出された湿分を含む塩素ガスは、熱交換式冷却器１３６で0～15℃程度に冷却されることで、湿分の大部分が凝縮する。この状態で気液分離器１３７を通過することで、凝縮液が除去される。気液分離器１３７を通過した塩素ガスは乾燥機１３８に送られる。乾燥機１３８は例えば濃硫酸への曝気槽であり、これにより塩素ガスに残存する微量の水分が除去される。乾燥機１３８へは濃硫酸槽１３９から送液ポンプ１４０により濃硫酸が供給される。塩素ガスの湿分を吸収した硫酸は送液ポンプ１４１により硫酸濃縮槽１４３に送られる。硫酸濃縮槽１４３は例えば加熱装置であり、水分を加熱蒸発することで濃硫酸を再生する。再生された濃硫酸は送液ポンプ１４２により、濃硫酸槽１３９に回収される。乾燥機１３８から排出された乾燥塩素ガスは、塩素ガス液化装置１４４に送られ液化する。塩素ガス液化装置１４４は例えば、冷却装置や圧縮機、あるいはその両方の併用で構成される。冷却装置の場合、塩素の液化温度（－35℃）以下に冷却することで、単独で塩素ガスを液化することが可能となる。塩素ガス液化装置１４４から排出された液化塩素は送液ポンプ１４５により液化塩素槽１４６に送られ蓄えられる。液化塩素は、塩酸、次亜塩素酸ナトリウム、次亜塩素酸カルシウム、塩化ビニルモノマー等、有用な製品の原料として利用される。
　電解槽の負極側セルで発生した水素ガスについては、可燃ガスのため、電解槽内にとどまらないよう十分な排気、安全確保が必要である。本実施例では、ガスタービン１２１の燃焼器に送られ、燃料の一部として用いられている。これにより、ガスタービンに供給される燃料の低減が図られる利点がある。
　各システムを駆動するための電気エネルギーやＭＥＤシステムに供給する蒸気は、電力・供給システムから得ている。電力・供給システムは、本実施例では、ガスタービン１２１、ガスタービンにより駆動される発電機１２２、ガスタービンの排ガスを利用して蒸気を発生する排熱回収ボイラ１２３、排熱回収ボイラからの蒸気を用いて駆動する蒸気タービン１４７、蒸気タービンにより駆動される発電機１４８から構成されている。
　ガスタービン１２１の燃焼器には、ガス処理装置１０２において精製され製造ガスの一部が燃料として供給されている。また、電解槽１２８で発生した水素ガスも燃焼器に燃料として供給され、有効利用されている。図１の例では、製造ガスの一部や電解槽で発生した水素ガスをガスタービン燃料として用いているが、系外から供給される各種液体燃料、気体燃料を用いても構わない。また、発電機１２２をガスタービン１２１に代えてガスエンジンやディーゼルエンジン等、他の内燃機関を用いても良い。
　ガスタービン１２１の燃焼器で生成した燃焼排ガスは1000～1600℃の高温である。排熱回収ボイラ１２３は、この燃焼排ガスを導入して、送液ポンプ１２４から送られてくるボイラ給水を加熱して蒸気を発生させる。この蒸気は、蒸気タービン１４７に作動媒体として供給され、蒸気タービンを回転駆動する。蒸気タービン１４７による発電は、システムにおける蒸気の需要が少なく、過剰量の蒸気が排熱回収ボイラ１２３で製造される場合、廃熱を有効利用することにつながるので有効である。また、上述したＭＥＤ装置１１６は比較的圧力の低い蒸気でも稼動に支障が無いので、蒸気タービン１４７の設置有無による影響を受けない。
　発電機１２２及び１４８で発生した電気エネルギーは、給水ポンプ１０３、高圧水ポンプ１１０等の各種ポンプ、及び電解槽１２８等へ供給される。電解槽１２８には、電気エネルギーが、変圧器/コンバータ１２７により電解に適切な直流電圧に変換された後、供給される。
　大量の蒸留水精製が必要な場合、蒸気タービンを駆動するための給水の確保が困難な場合でもある。このような場合など、必要に応じて、蒸気タービン１４７及び発電機１４８は設置しないようにしても良い。この場合、ＭＥＤ装置１１６には、排熱回収ボイラからの蒸気を直接エジェクター１１９及び１２０を介して供給することになる。
　排熱回収ボイラ１２３から排出される排ガスは、後述するCO2吸収装置１３３において電解槽１２８からの苛性ソーダ水の炭酸化に用いられる。排熱回収ボイラ１２３から排出される排ガスの温度は150～200℃程度に低減している。本実施例では、先ず、排熱回収ボイラ１２３からの排ガスをスクラバ１２９に送っている。スクラバ１２９は、排ガス中に含まれるSOxやNOｘ成分を除去し、SOxやNOｘ成分をした排ガスをCO2吸収装置１３３に送るようにすることにより、CO2吸収装置１３３で生成される重曹や炭酸ソーダへの不純物混入を低減するものである。
　スクラバ１２９には、電解槽１２８の負極側セルで生成した電解水（苛性ソーダ水）の一部が送液ポンプ１３１により送られる。排熱回収ボイラ１２３からの排ガスが導入されたスクラバ１２９内に苛性ソーダ水が噴霧され、苛性ソーダ水と排ガスとの気液接触（苛性ソーダ水への排ガスの曝気）が行われる。電解水中の苛性ソーダ等のアルカリ分が排ガス中に含まれるSOxやNOｘ成分と反応することで、これらが排ガスから除去される。即ち、電解水中のアルカリ分が燃焼排ガス中の強酸成分であるSOxやNOｘ成分と、弱酸成分であるCO2よりも優先的に反応し、塩が生成する。生成した塩分は排ガスとの接触による加熱で蒸発乾燥されて固体状となり、排ガスの流れに乗って粉体分離機１３０に送られる。ここでは排ガスから塩分が分離除去された後、排ガスがCO2吸収装置１３３に送られる。分離除去された塩分は必要に応じて、粉体分離機１３０から混合塩として排出される。粉体分離機１３０はバグフィルターやサイクロン等である。
　このように、排ガスをCO2吸収装置１３３に供給前に処理することにより、最終的な製品である重曹や炭酸ソーダへの硫酸ソーダ、硝酸ソーダ等の不純物としての混入を低減し、ガラス等の原料として利用されやすい形となる。なお、スクラバ１２９、粉体分離機１３０については、排ガス中にSOxやNOｘの強酸成分が少ない場合は、最終製品への不純物が少なくなるので、設置を省略しても良い。また、スクラバ１２９内に噴霧するのは電解槽１２８からのアルカリ性の電解水ではなく、系の外部から供給されるアミン等の液体や、水を用いるようにしても良い。
　次に、電解・減容システムのCO2吸収装置１３３について説明する。CO2吸収装置１３３では、ガスタービンの燃焼排ガスに由来する排ガスに、電解槽１２８からの苛性ソーダ水を曝気させ、排ガスに含まれる二酸化炭素を苛性ソーダ水に吸収させ、苛性ソーダと反応させることで、炭酸水素ナトリウム（重曹、NaHCO3）あるいは炭酸ナトリウム（Na2CO3）を生成させ、また、これにより排ガスに含まれる二酸化炭素を固定化している。
　図３を用いて本実施例で用いるCO2吸収装置１３３の概要を説明する。CO2吸収装置１３３は、粉体分離機１３０から送られてきた排ガスが供給口１５４から内部に供給される。排ガスが導入されたCO2吸収装置１３３には、電解槽１２８から送液ポンプ１３２を介して送られてきた苛性ソーダ水（アルカリ性の電解水）が噴霧ノズル１５５から噴霧さされる。電解水のアルカリ分が排ガス中に含まれるCO2と反応することで、塩が生成されこれが排ガスから除去される。
　噴霧により苛性ソーダ水に排ガスを曝気させる場合、重曹と炭酸ナトリウムの生成比率はガス中の炭酸ガス濃度に依存する。即ち、苛性ソーダの場合、CO2との反応で生成する塩は排ガス中のCO2濃度により異なり、CO2濃度が５％を大きく超えると重曹の生成が支配的となり、５％よりも極めて少ないと炭酸ソーダの生成が支配的となる。５％付近では両者の混合物となる。従って、排ガス中のCO2濃度を変えることにより目的とする最終製品（重曹または炭酸ソーダなど）を得ることができる。ガスタービン１２１の燃焼排ガスに含まれる二酸化炭素の濃度は小さい（２％程度）ので、CO2吸収装置１３３に供給する排ガスの二酸化炭素濃度を増大する場合には、例えば、燃焼排ガスにCO2ガスを追加する方法が考えられる。本実施例では、ガス田１０１から採掘された天然ガスをガス処理装置１０２で精製する際に製造ガスから分離除去された、CO2ガスを含む随伴ガスを、排熱回収ボイラ１２３からの排ガスに合流させて、排ガスをスクラバ１２９に供給している。ガス処理装置１０２により随伴ガスから適切な量のCO2ガス分を分離回収し、排ガスに混合することで、二酸化炭素濃度の調整が可能である。なお、随伴ガスを排ガスに混合するということは、排ガスの温度を調整（例えば低減）する観点でも役立つ。また、排ガスに含まれる二酸化炭素の濃度を増大する他の方法として、例えば、ガスタービン１２１に代えてガスエンジンやディーゼルエンジン等のエンジン発電装置を用い、その排ガス（CO2濃度が１０％程度）を利用することが考えられる。また、目的とする最終製品（重曹または炭酸ソーダなど）を得ることためにガス中のCO2濃度を変えるという特徴は、ガスタービン排ガスが必須という訳ではなく、上述のようにガス田からの随伴ガスなどを用いて、ガス中のCO2濃度を変えるようにしても良い。
　CO2吸収装置１３３で生成した塩分は排ガスとの接触による加熱で蒸発乾燥され固体状となる。固体状の塩分は排ガスの流れに乗ってミストセパレータ１６０を通過することで微量の残存水分が除去された後、粉体分離機１３４に送られる。また、排ガスは、噴霧ノズル１５５から噴霧されたアルカリ液（苛性ソーダ水）との熱交換で温度が低下し、二酸化炭酸の濃度も低減する。粉体分離機１３４では、固体状の塩分が排ガスから分離除去された後、最終製品として炭酸ソーダ槽１３５に送られる。粉体分離機１３４は粉体分離機１３０と同様、バグフィルター、セラミックフィルター、サイクロン等が用いられる。噴霧ノズル１５５から噴霧されたアルカリ液のうちで、蒸発乾燥せず液相として残ったもの、あるいはミストセパレータ１６０で除去された液体はプール１５６に流下し溜まる。これはポンプ１５７によりバルブ１５８を経由して噴霧ノズル１５５にもどり再度噴霧される。プラントの運転停止時等でプール１５６を抜き出す場合は、バルブ１５９を開いて排出する。粉体分離機１３４からは、温度が低下し、二酸化炭素濃度が低減した状態の排ガスが系外に排出される。
　CO2吸収装置１３３での処理により、随伴水由来の濃縮廃液の水分が排ガスの熱エネルギーを有効利用することで蒸発除去され、廃水の著しい減容が可能となる。また、随伴水由来の濃縮廃液に含まれる塩化ナトリウムから生成したソーダ分が、排ガスの二酸化炭素と結びつき固定化されることで、廃棄物を工業利用が可能な引き取りやすい有価物に転換することができ、また、温暖化防止にも資することができる。後者については、塩排水を、苛性ソーダの水溶液に変換することで、塩化ナトリウムの水溶液と比べて、二酸化炭素の溶解吸収量が増大し、二酸化炭素の排出量低減に役立つ。
　なお、後述の実施例で詳述するが、排ガスへの苛性ソーダ水の曝気の方法については、電解槽において直接曝気を実施する方法、電解槽から排出された苛性ソーダ水を曝気する方法、排ガスに電解槽から排出された苛性ソーダ水を噴霧する方法等がある。
　電解槽での直接曝気実施や電解槽から排出された苛性ソーダ水に曝気する場合、電解や排ガスの熱により反応液の温度が高くなるため、NaHCO3やNa2CO3の溶解度が増大し、重曹や炭酸ソーダを溶液として回収できるメリットがある。電解槽での直接曝気実施の場合、温度としては、塩素ガスに含まれる湿分低減の観点から反応液からの水分の蒸発を低減するため、50～70℃程度が望ましい。電解槽から排出されたアルカリ溶液に曝気する方法については、例えばエジェクターを用いて溶液の流速及び流路狭化に伴う負圧により排ガスを引き込み溶解する方式等がある。
　また、アルカリ溶液に曝気する場合、通常150～200℃程度はある排ガスの温度をあらかじめアルカリ溶液が沸騰しない温度まで下げておく必要がある。排ガスを直接導入すると急激乾燥し、固体が系内堆積するおそれがあるからである。また、最終的な製品状態とするプロセス（乾燥・固化）までは、搬送しやすいように液体であることが望ましい。この観点からは、例えば、80～100℃程度まで排ガスの温度を下げる。排ガスの熱エネルギーを有効利用する観点からは、例えば、炭酸化した溶液の水分を排ガス排熱で蒸発除去し、NaHCO3やNa2CO3を乾燥させる。これにより、排ガスの熱を利用して固体として最終製品を回収可能と出来る。その際、蒸発するのは自由水だけでなくNaHCO3、Na2CO3の結晶水も脱揮可能となる。排ガスの熱エネルギーの回収の具体的な方法としては、例えば、炭酸ガスを吸収させた後の溶液を排ガス中に噴霧して蒸発乾燥させる方法、熱交換器を介して行う方法等がある。なお、最終製品としてガラス原料であるNa2CO3を想定する場合、ガラス製造時の高温工程での安全性の観点からは結晶水が除去されていることが望ましい。
　次に、図４～図８を用いて、本発明の塩排水の処理装置の構成例を幾つか説明する。
＜システム構成例１＞
　図４は塩排水の処理装置のシステム構成１を示す。本構成例では、塩排水の濃縮装置として、ＭＥＤ（蒸発濃縮装置）２のみを設置しているが、上述したように、ＲＯ膜システムを組み合せても良いし、ＭＥＤ（蒸発濃縮装置）２に代えてＲＯ膜システムを用いるようにしても良い。また、電力・熱供給システムとしてガスタービン１２のみ設置しているが、上述したように排熱回収ボイラや蒸気タービンも併せて設置しても良い。
　図４に示すように、本システム構成例では、塩排水４１は、ＭＥＤ（蒸発濃縮装置）２に供給され、ここで濃縮及び浄化されて上水３０と高濃度塩排水２８とに分離される。図示していないが、ＭＥＤ（蒸発濃縮装置）２と電解槽１４との間には、ＭＥＤ（蒸発濃縮装置）２における濃縮化によって析出したカルシウム塩などを除去するためのフィルターを設置するのが望ましい。なお、分離された上水３０は、電解槽の負極側の水位を維持する補給水として供給することも可能である。
　高濃度塩排水２８は、ポンプ７を介して電解槽１４に供給される。この時、ＭＥＤ（蒸発濃縮装置）２を運転する電力は、ガスタービン１２で駆動される発電機２４から供給される電気エネルギー２３である。ガスタービン１２及び発電機２４は、動力が不足する場合等は必要に応じて、その台数を２台以上に増やしてよい。また、このように複数台のガスタービンを備えることにより、不良時のバックアップとして利用することができる。
　上述したように、ＭＥＤ(蒸発濃縮装置)２からの高濃度塩排水２８は、電解槽１４の正極室に供給される。正極室及び負極室には、水位を計測する水位計（＋）３及び水位計（－）４と、塩濃度を計測する塩濃度計（＋）５及び塩濃度計（－）６がそれぞれ設置されており、これらの水位計（＋）３及び水位計（－）４と塩濃度計（＋）５及び塩濃度計（－）６で計測された計測値は、演算装置１に入力されている。また、正極室及び負極室の正極及び負極の電流を計測する電流計５１、電圧を計測する電圧計５２が設置され、この電流計５１及び電圧計５２で計測された電流及び電圧は、演算装置１に入力され、これらの計測値に基づき電気分解に必要な電力の印加量が制御される。
　電解槽１４においては、正極室の高濃度塩排水２８が、正極室及び負極室に挿入されている電極から流れる電流により電気分解され、高濃度塩水２９と水酸化ナトリウム水溶液２６に変換される。
　電解槽１４での電気分解時に正極室で発生した塩素ガス１８は、冷却器８に供給され、冷却器８で冷却された後に、ミストセパレータ９にて水蒸気と塩類とに分離・洗浄される。その後、濃硫酸１９が供給される乾燥塔１０で乾燥された後、冷却器１１にて冷却・加圧され、タンクに液体塩素２１として貯蔵される。乾燥塔１０で用いた濃硫酸は廃硫酸２０として排出され、必要な処理を行って再利用に供される。電解槽１４での電気分解時に負極室で発生した水素は、ガスタービン１２に燃料として供給される。電解槽１４の正極室から排出された高濃度塩水２９は、ポンプ７を介して、再度、ＭＥＤ（蒸発濃縮装置）２に供給され、塩排水４１と共に濃縮される。
　一方、電解槽１４の負極室から排出された水酸化ナトリウム水溶液２６は、ポンプ７により反応槽である炭酸化槽３２（CO2吸収装置）に供給され、この炭酸化槽３２内でスプレーされて細かな液滴に変換され、表面積が増大される。このような状態の炭酸化槽３２に、ガスタービン１２からブロア３３により熱交換器１３を介して二酸化炭素を含む排ガス２５を供給し、水酸化ナトリウム水溶液２６と二酸化炭素を含む排ガス２５を接触させる。これにより、水酸化ナトリウム水溶液２６と排ガス２５中の二酸化炭素が反応し、炭酸水素ナトリウムまたは炭酸水素ナトリウムと炭酸ナトリウムを含む水溶液となる。
　炭酸化槽３２において得られた炭酸水素ナトリウムを含む水溶液は、回収装置である遠心分離機構１７に供給され、遠心分離機構１７において炭酸水素ナトリウムが回収され、タンクに炭酸水素ナトリウム２７として貯蔵される。ここでは、炭酸水素ナトリウムの低い飽和溶解度を利用して水溶液中の炭酸水素ナトリウムを析出させ、遠心分離機構１７で析出した炭酸水素ナトリウムを水溶液から分離している。
　なお、炭酸化槽３２において生成した炭酸水素ナトリウム水溶液を、排ガスの排熱などにより１５０～２００℃で加熱することにより、脱水と脱炭酸反応を起こし、炭酸ナトリウムの固体に変換するようにしても良い。特に、本システム構成では、図１における排熱回収ボイラを設置していないので、ガスタービン排ガスの温度が高い。排ガスを苛性ソーダの炭酸化に用いる場合には、ガスタービン排ガスを冷却してから炭酸化槽３２に供給することが望ましいので、排ガスを炭酸水素ナトリウム水溶液の蒸発乾燥に用いて排ガスの温度を低下させてから炭酸化槽３２に供給するのが望ましい。
　また、本実施例では、炭酸化槽３２において、炭酸塩は水溶液のままとしているが、図１に示すシステムのように、炭酸化槽３２において排ガスの熱で炭酸塩を蒸発乾燥化させるようにしても良い。
　なお、遠心分離機構１７で回収されなかった炭酸ナトリウム水溶液および／または炭酸水素ナトリウム溶液３４は、熱交換器１３によって加熱され、ポンプ７を介して電解槽１４の負極室に供給される。電解槽１４における水溶液の温度が例えば６０℃程度に制御している場合、熱交換器１３によって水溶液を６０℃程度まで加熱する。負極室は水の電気分解により水位が低下する傾向にあるが、電解水（炭酸ナトリウム水溶液および／または炭酸水素ナトリウム溶液３４）を供給することにより、水位が維持される。また、供給水が純水ではなく電解水であるので、電解槽での電気分解が効率良く行われる。
　このような構成とすることにより、塩排水を電気分解により水酸化ナトリウムに転換し、この水酸化ナトリウムと二酸化炭素を反応させることで、炭酸水素ナトリウム（重曹）及び／又は炭酸ナトリウムを生成する効率を高めることができる。
　従って、本実施例により、低コストであることは勿論、塩化ナトリウムを、低環境負荷で有効利用可能な物質に高収率、かつ、高効率で転換できる効果が得られる。また、塩排水処理において、より有価性の高い塩を優先的に製造することが可能となり、かつ、塩排水中の塩濃度を最低限にすることが可能となる。更に、本設備に使用する電力を賄うために設置される化石由来燃料のガスタービンから排出される二酸化炭素量を低減できるほか、排水の温度も低温化でき、環境に対する影響を少なくすることができる。
　また、本実施例では、炭酸化槽３２において水酸化ナトリウムの水溶液をスプレーし、細かな液滴に変換し、表面積を高め排ガスに接触させるようにしているので、高効率で炭酸水素ナトリウム、或いは炭酸ナトリウムに変換が可能である。
＜システム構成例２＞
　図５は塩排水の処理装置のシステム構成２を示す。本構成例は、図４に示すシステム構成例１における炭酸化槽３２をなくし、代わりに、排ガス２５のＣＯ2吹き込み部１６を電解槽１４の負極側につなぎ、電解槽１４の負極室中に排ガス２５を直接導入し、電気分解で生成した水酸化ナトリウムを炭酸水素ナトリウム、或いは炭酸ナトリウムに変換するようにしたものである。即ち、電解と炭酸化を同じ電解槽で行うようにしたものである。
これにより電解後の排水に、排ガスを接触させる機構が不要となる。
　さらに、本システムでは、電解槽１４からの炭酸水素ナトリウム、或いは炭酸ナトリウムを含む水溶液が冷却析出槽１５に供給されている。炭酸水素ナトリウムなどを含む水溶液は、冷却析出槽１５で冷却されることにより（例えば５℃程度）、飽和溶解度の低い炭酸水素ナトリウムが析出される。炭酸水素ナトリウムの結晶は、回収装置である遠心分離機構１７において回収され、タンクに炭酸水素ナトリウム２７として貯蔵される。その他は、図４に示すシステム構成と同じであり、説明を省略する。尚、図５において、実際には、遠心分離機構１７は冷却析出槽１５の直下に設置するのが望ましい。
＜システム構成例３＞
　図６は塩排水の処理装置のシステム構成３を示す。本構成例は、図５に示すシステム構成例２において、排ガス２５のＣＯ2吹き込み部１６を、電解槽１４の負極側に代えて、冷却析出槽１５につなぎ、冷却析出槽１５に排ガスを供給している。冷却析出槽１５には、電解槽１４の負極室から排出された水酸化ナトリウム水溶液２６が供給され、ＣＯ2吹込み部１６から排ガスが供給されている。電解槽１４から供給された水酸化ナトリウム水溶液２６と、ＣＯ2吹込み部１６から導入された排ガス２５中の二酸化炭素とが反応し、炭酸水素ナトリウム水溶液となり、これが冷却析出槽１５で冷却されることにより炭酸水素ナトリウムの結晶として析出される。炭酸水素ナトリウムの結晶は、回収装置である遠心分離機構１７において炭酸ナトリウムと炭酸水素ナトリウムの混合水溶液から分離され、タンクに炭酸水素ナトリウム２７として貯蔵される。
　また、本システムでは、電気分解後の正極側の排水を負極側にも投入するようにしたものである。この方式は、塩排水中の炭酸ナトリウム、炭酸水素ナトリウムの濃度が塩化ナトリウム濃度より大きい場合に有効である。
　即ち、上述したように、電気分解では炭酸イオンは影響を受けずに、塩素イオンが正極で酸化され、その結果、塩化ナトリウムのほとんどが水酸化ナトリウムに変換される。正極と負極の間にナトリウムイオンの濃度差がある場合には、低濃度の電極側にナトリウムイオンが移動する。そのため、正極側の炭酸ナトリウム、炭酸水素ナトリウムの濃度が塩化ナトリウム濃度より大きい場合は、塩化ナトリウムが全量電気分解されても、正極側のナトリウムイオン濃度が負極側のナトリウムイオン濃度を上回ることができる。
　従って、正極側の塩化ナトリウムをほぼ完全に電気分解することにより、正極側を炭酸ナトリウム及び炭酸水素ナトリウムとすることができ、電気分解後の正極側の排水を負極側に投入することが可能となる。これにより、負極室は水の電気分解により水位が低下する傾向にあるが、正極側排水（電解水）を供給することにより、水位が維持される。また、供給水が純水ではなく電解水であるので、電解槽での電気分解が効率良く行われる。
　なお、本実施例では、電解槽１４の正極室の塩素イオン濃度を測定する塩素イオン濃度計（＋）３１を備え、測定した正極室の塩素イオン濃度のデータを、演算装置１に入力するようになっている。また、正極側に塩素イオンが残っている場合、これを負極側に投入すると次亜塩素酸が生成するので、例えば、塩素イオンが検出限界値となるように、電気分解を行う。
　その他は、図４、図５に示すシステム構成と同じであり、説明を省略する。
＜システム構成例４＞
　図７は塩排水の処理装置のシステム構成４を示す。本構成例は、図５に示すシステム構成例２に、図６に示すシステム構成例３のように、電気分解後の正極側の排水を負極側にも投入する系統を追加したものである。その他は、図４、図５に示すシステム構成と同じであり、説明を省略する。
＜システム構成例５＞
　図８は塩排水の処理装置のシステム構成５を示す。本構成例は、図６に示すシステム構成例３における、電気分解後の正極側の排水を負極側にも投入する系統を省略したものである。その他は、図４、図６に示すシステム構成と同じであり、説明を省略する。
＜電解槽の構成例＞
　次に、本発明の実施例における多段の電解槽について説明する。
　電解槽１２８について、図２のような単段の電解槽では、連続処理プロセスを想定する場合、ショートパス効果により電解を受けずに正極側セルから排出される塩素イオンが出てくる。正極側の排水を負極側に供給するシステム構成の場合、塩素イオンが負極側に供給され、次亜塩素酸イオンが生成する等、最終製品に対する不純物の混入やプラント構造材の腐食環境の原因となる。これを抑制する上で有効なのは、図９に示す直列多段電解プロセス（電解装置）である。
　本プロセスでは電解槽を多段に直列接続し（本図では３段）、上流側の正極側セルの排出液を次段の正極側セル供給液とし、最終段の正極側セルの排出液を一段目の負極側セル供給液とする。負極側についても同様に、上流側の負極側セルの排出液を次段の負極側セル供給液とし、最終段の負極側セルからの排出液を最終的な排出液（ＣＯ２吸収装置へ供給する水溶液）とする。これにより、ショートパスの影響を低減し、最終段の正極側セルの排出液における塩素イオンの残留を抑制することができる。
　その際、正極側セルの出口バルブ１６１、及び負極側セルの出口バルブ１６２については、流れを絞り、液を断続的に下段の電解槽に送液するのが望ましい。これは、本図に示すように各電解槽の電流が直列で接続しており、断続的な流れを作ることで絶縁を行うためである。変圧器・コンバータ１２７と並列で接続すれば上記のような処置は不要であるが、その場合には変圧器・コンバータ１２７に莫大な電流が流れ、電線が極めて太くなる、ジュール損失が増大する等のデメリットがある。
　また、各電解槽のセルにおいては、できるだけ、液の供給口と排出口の距離を長く取るのが望ましい。これにより、正極側セルにおけるショートパス抑制による塩素イオンの残留低減、及び負極側セルにおけるショートパス抑制による水の電解効率向上が更に改善できる。正極側セル最終段の排出液を負極側初段のセルに送液するには、バルブ１６４を閉じ、バルブ１６３を開きポンプ１５２を駆動することにより行う。その際、必要に応じて（正極側の排水量が少ない場合などには）、バルブ１６５を開き、RO膜淡水化装置１１１やMED装置１１６からの淡水を負極側初段のセルに供給し、液面を正極と同レベルに調節するのが望ましい。これは、負極側では水の電解により液面低下が起こるためである。
　電解槽の多段化の代替手段として、細長い横置きの電解槽とし、これに堰を設け、堰間のエリアを一つの電解槽と見立てる方式が考えられる。その場合、堰で区切られた各エリアは、半透膜で電解槽の軸方向（長手方向）に仕切られ、仕切りの左右にそれぞれ正極と負極を設置する構造となる。従って、左右のエリアがそれぞれ正極側セル及び負極側セルとなる。正極側セル及び負極側セルにおいて、上段側から下段側への液の流れは水頭差により支配される。この場合も図９に示す実施例と同様、正極側セルの最終段から排出された電解液は負極側の初段セルに供給される。また、各エリアには必要に応じて液面調整用に淡水供給を実施する。これにより、図９に示す実施例と同様の効果が得られる。
　また、本発明の実施例の直列接続された多段電解槽では、後段に行くほど槽内容積を大きくして電解液の滞留時間を増大させるようにしても良い。これは、後段に行くほど正極側の塩濃度が低下し電解効率が低下するので、これを電解時間の延長で補償することを狙ったものである。この場合、電解効率向上、設備簡素化に伴うコスト低減とショートパス抑制効果の低減について、バランスをとる必要がある。
　また、各槽での電解槽容積を変化させるのではなく、後段に進むに従い、槽内の電解液の温度を上昇させてイオンの活動度を増大させることで電解効率を改善・維持するようにしても良い。温度上昇のための加熱手段として、例えば、ガスタービン１２１の燃焼排ガスの廃熱を利用することが考えられる。具体的には熱交換器により燃焼排ガスで電解液を間接的に加熱することとなる。この場合、温度上昇による電解効率の向上と電解液中の水分の揮発によるロスのバランスに注意する必要がある。また、正極側最終段の電解槽ドレンを負極側初段に供給する際、ストレーナ等を流通させて固形分を除去するようにしても良い。これは、正極側セルにおける塩素イオンの除去により電解液はアルカリ性となっており、濃縮廃液中に含まれる二価以上の陽イオン系の不純物は水酸化物として沈殿することを利用している。これにより、不純物濃度が少なく工業製品として引き取りやすい最終製品に廃棄物（塩排水）を転換することに資することができる。
＜適用例＞
　以下、ガス田から排出される随伴水の処理へ本発明の実施例の塩排水の処理装置を適用した場合について、物質収支計算、電力収支計算、熱収支計算などを実施し、本発明の実施例の効果を確認した。なお、本発明はこれらに限定されるものではない。
　図１、図９に示すシステムを用いて、実際のあるガス田の随伴水を処理する場合について説明する。
　塩化ナトリウム0.2wt%を主要分として含む随伴水１万t/dを処理対象とした。用いるシステムの主要機器としては、電気出力28MWのガスタービン１台（天然ガス燃料使用量130t/d、二酸化炭素発生量360t/d）、廃熱ボイラ（蒸気発生量1440t/d）、RO膜濃縮装置（高圧ポンプ使用電力700kW）、MED（消費電力125kW、消費蒸気量390t/d）、電解槽、及び二酸化炭素吸収装置である。電解槽については、消費電力1.15MW（電解槽数４０）、電解槽一槽当たりの電力240V×120A、１槽が含む電極組数80、各電極の寸法1.5×1.8×0.1mである。CO2吸収装置について、風速2m/s、スプレーノズルは流量10L/分のものを160個設けてあるものとする。
　RO膜濃縮により、淡水８千t/dが生成し、塩化ナトリウム濃度1wt%を含む濃縮廃水２千t/dが排出される。この濃縮廃水をMEDで処理すると、蒸留水1667t/dが生成すると共に、塩化ナトリウム濃度6wt%を含む濃縮廃水333t/dが排出される。排出される濃縮廃水を電解処理し、NaOH13t/dを含む電解水321t/d、水素ガス0.3ton/d（ガスタービン燃料に使用）、塩素ガス11.5ton/d（液化塩素に変換）が生成する。その際、金属不純物の水酸化物沈殿が0.2ton/d除去される。得られる電解水を燃焼排ガスにスプレーして炭酸ガスを吸収させる。燃焼排ガスは全体量の40%（2880t/d、150℃）を使用する。使用する燃焼排ガスのうちの５％が炭酸ガス（124t/d）である。その結果、この中の7.5t/dの炭酸ガスが電解水中のNaOHと反応し、固定化される。また、燃焼排ガスの熱により水分が完全に蒸発除去され、炭酸ソーダの固形分18t/dが得られる。
　得られる炭酸ソーダの純度は99wt%以上で、不純物については塩化ナトリウム含有量0.5wt%以下、酸化鉄含有量30ppm以下であり、ガラス原料用途に耐えられるものが得られる見通しを得た。
　なお、本発明は上記した実施例に限定されるものではなく、様々な変形例が含まれる。例えば、上記した実施例は本発明を分かりやすく説明するために詳細に説明したものであり、必ずしも説明した全ての構成を備えるものに限定されるものではない。また、ある実施例の構成の一部を他の実施例の構成に置き換えることが可能であり、また、ある実施例の構成に他の実施例の構成を加えることも可能である。また、各実施例の構成の一部について、他の構成の追加，削除，置換をすることが可能である。
　また、水や蒸気の流れ，熱交換などは説明上必要と考えられるものを示しており、プラント上必ずしも全ての水や蒸気の流れ，熱交換などを示しているとは限らない。実際にはプラントの熱効率などを向上させるために、水や蒸気の流れ、熱交換などの工夫が種々行われる。
　１…演算装置、２…ＭＥＤ（蒸発濃縮装置）、３…水位計（+）、４…水位計（－）、５…塩濃度計（+）、６…塩濃度計（－）、７…ポンプ、８、１１…冷却器、９…ミストセパレータ、１０…乾燥塔、１２、１２１…ガスタービン、１３、１１７…熱交換器、１４，１２８…電解槽、１５…冷却析出槽、１６…ＣＯ2吹き込み部、１７…遠心分離機構、１８，２０９…塩素ガス、１９…濃硫酸、２０…廃硫酸、２１…液体塩素、２２…水素ガス、２３…電気エネルギー、２４，１２２，１４８…発電機、２５…排ガス、２６…水酸化ナトリウム水溶液、２７…炭酸水素ナトリウム、２８…高濃度塩排水、２９…高濃度塩水、３０…上水、３１…塩素イオン濃度計（＋）、３２…炭酸化槽、３３…ブロア、３４…炭酸ナトリウム水溶液、４１…塩排水、５１…電流計、５２…電圧計、１０１…ガス田、１０２…ガス処理装置、１０３…吸水ポンプ、１０４…ストレーナ、１０５…前処理装置、１０６…加圧空気タンク、１０７…アルカリ供給タンク、１０８…酸供給タンク、１０９…中和タンク、１１０…高圧水ポンプ、１１１…ＲＯ膜淡水化装置、１１２…薬品洗浄/排水処理装置、１１３…圧力エネルギー回収装置、１１４…逆洗装置、１１５…製品ガス供給ブロア、１１６…ＭＥＤ装置、１１８…放熱部、１１９，１２０…エジェクター、１２３…排熱回収ボイラ、１２４～１２６，１３１，１３２，１４０～１４２，１４５…送液ポンプ、１２７…変圧器、１２９…スクラバ、１３０，１３４…粉体分離機、１３３…ＣＯ2吸収装置、１３５…炭酸ソーダ槽、１３６…熱交換式冷却器、１３７…気液分離器、１３８…乾燥機、１３９…濃硫酸槽、１４３…硫酸濃縮槽、１４４…塩素ガス液化装置、１４６…液化塩素槽、１４７…蒸気タービン、１４８…発電機、１５０…半透膜、１５１…正極、１５２…送液ポンプ、１５３…負極、１５４…供給口、１５５…噴霧ノズル、１５６…プール、１５７…ポンプ、１５８，１５９…バルブ、１６０…ミストセパレータ、１６１，１６２…出口バルブ、１６３～１６５…バルブ。

Claims (9)

  1. 　塩化ナトリウムを含む塩排水から水分を分離することで塩排水を濃縮して高濃度塩排水を製造し、
    　正極と負極がナトリウムイオンを透過する半透膜でそれぞれ仕切られた複数の電解槽を備え、最上流段の電解槽の正極側に前記高濃度塩排水を投入して電気分解を行い、前記最上流段の電解槽の正極側排水を次段の電解槽の正極側に投入すると共に前記最上流段の電解槽の負極側排水を前記次段の電解槽の負極側に投入して電気分解を行い
    　前記複数の電解槽の最下流段の電解槽の負極側排水または負極側セルの水溶液に、塩排水を排出するプラント又は塩排水の処理装置を動作させる電気エネルギーを得るために設置されているガスタービン発電装置又はエンジン発電装置の排ガスを接触させることにより炭酸塩を含む水溶液を得て、
    　この水溶液から炭酸塩を分離回収することを特徴とする塩排水の処理方法。
  2. 　請求項１において、前記複数の電解槽の最下流段の電解槽の正極側排水を前記複数の電解槽の最上流段の負極側に投入することを特徴とする塩排水の処理方法。
  3. 　請求項２において、前記複数の電解槽の上流段の電解槽の正極側排水又は負極側排水を次段の電解槽の正極側又は負極側に断続的に供給することを特徴とする塩排水の処理方法。
  4. 　請求項２において、前記複数の電解槽の下流段の電解槽内の処理液の温度を上流段の電解槽の処理液の温度よりも高くすることを特徴とする塩排水の処理方法。
  5. 　塩化ナトリウムを含む塩排水を処理する塩排水処理装置であって、
    　前記塩排水から水分を分離することで塩排水を濃縮する濃縮装置と、
    　正極と負極がナトリウムイオンを透過する半透膜でそれぞれ仕切られ、前記塩排水中の塩化ナトリウムを電気分解する複数の電解槽からなる電解装置であって、最上流段の電解槽の正極側給水口に前記濃縮装置からの前記高濃度塩排水を供給する供給配管が接続され、前記最上流段の電解槽の正極側排水口と次段の電解槽の正極側給水口とが管路で接続され、前記最上流段の電解槽の負極側排水口と前記次段の電解槽の負極側給水口とが管路で接続された電解装置と、
    　前記電解装置の最下流段の電解槽の負極側排水又は負極側セル中の溶液に、塩排水を排出するプラント又は塩排水処理装置を動作させる電気エネルギーを得るために設置されているガスタービン発電装置又はエンジン発電装置の排ガスと接触させ、前記負極側排水又は負極側セル中の水溶液に含まれる塩を炭酸化する炭酸化装置と、
    　前記炭酸化装置で生成した炭酸化塩の回収装置とを有することを特徴とする塩排水処理装置。
  6. 　請求項５において、前記電解装置の最下流段の電解槽の正極側排水口と最下流段の電解槽の負極側給水口とを接続する管路を有することを特徴とする塩排水処理装置。
  7. 　請求項６において、前記電解装置の上流段の電解槽の正極側排水口と次段の電解槽の正極側給水口とを接続する前記管路、及び、上流段の電解槽の負極側排水口と次段の電解槽の負極側給水口とを接続する前記管路にそれぞれ設けられたバルブであって、流れを断続的に調節するバルブが設けられていることを特徴とする塩排水処理装置。
  8. 　請求項６において、前記電解装置の下流段の電解槽内の処理液の温度を上流段の電解槽の処理液の温度よりも高くする加熱装置を有することを特徴とする塩排水処理装置。
  9. 　請求項６において、前記電解装置の下流段の電解槽の槽内容積を上流段の電解槽の槽内溶液よりも大きくしたことを特徴とする塩排水処理装置。
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