反渗透处理

反渗透处理（精选10篇）

反渗透处理 篇1

为了满足日益严格的炼油取水和排水指标的要求, 许多企业采用膜技术对达标污水进行深度处理后回用[1]。膜技术具有不发生化学相变、高效、环保、占地少、能耗低、自动化程度高、维护方便等优点。但在应用过程中, 膜会被无机盐垢、胶体、微生物、金属氧化物等污染, 污染物沉积在膜表面, 会引起膜装置产水量下降、运行压力升高或脱盐率降低, 需要对膜进行清洗, 以保证膜装置的长期运行[2,3]。

本工作以某炼油厂污水场的二沉池出水为原水, 采用预处理—超滤—反渗透工艺进行深度处理, 产水回用于二级脱盐装置脱盐水补水, 其中预处理工艺包括接触氧化[4,5]工艺和曝气生物滤池[6,7]工艺。

1 水质和试验流程及装置

1.1 原水水质

原水中COD为60~165 mg/L, 平均COD为110 mg/L;ρ (NH3-N) 为2.40~33.89 mg/L, 平均ρ (NH3-N) 为15.48 mg/L;ρ (石油类) 为0.51~38.83mg/L, 平均ρ (石油类) 为4.89 mg/L;p H为4.6~8.9, 平均p H为6.5;TOC为11~32 mg/L, 平均TOC为21 mg/L;SS为50~160 mg/L, 平均SS为80mg/L。

1.2 试验工艺流程与装置

预处理—超滤—反渗透废水深度处理工艺流程见图1。原水首先进入接触氧化池, 加入氢氧化钠调节p H, 去除部分COD、NH3-N和SS;经过沉淀池沉淀后, 再进入曝气生物滤池, 进一步生化降解水中的污染物, 达到去除NH3-N和大部分COD的目的;上述工艺简称为预处理。出水经精密过滤器后再经次氯酸钠杀菌, 进入超滤装置去除大分子有机物、胶体、细菌等;超滤出水经保安过滤器, 加入还原剂亚硫酸氢钠和阻垢剂MAS208后进入反渗透装置, 去除水中的大部分离子, 产水直接回用。试验采用连续运行方式。

接触氧化池容积42 m3, 长4 m, 宽2 m, 气水比 (体积比) 3∶1, 停留时间6 h;沉淀池直径3m, 高5 m, 停留时间3 h;曝气生物滤池处理水量7 m3/h, 陶粒填装高度2 m, 卵石填装高度0.6 m, 气水比 (3~5) ∶1, 废水流速为1 m/h。精密过滤器为多介质过滤, 过滤精度为150μm;超滤装置采用的膜组件为MicrozaRUNA-620A型外压式中空纤维膜, 单支膜面积23 m2, 膜孔径20~25 nm, 单支膜设计产水量1.5~2.5 m3/h。

1.3 分析方法

采用重量法测定废水SS[8];采用红外光谱法测定废水中ρ (石油类) [9];采用玻璃电极法测定废水p H[10];采用重铬酸钾法测定废水COD[11];按照文献[12]测定废水总硬度;按照文献[13]测定废水电导率;采用蒸馏中和滴定法测定ρ (NH3-N) [14];采用TOC仪器法测定废水TOC。

2 运行情况

2.1 预处理的效果

接触氧化池对废水中SS和NH3-N的去除效果较好, 进水SS为80 mg/L, 出水SS为41 mg/L, SS去除率为49%;进水ρ (NH3-N) 为17.4 mg/L, 出水ρ (NH3-N) 为8 mg/L, NH3-N去除率为54%。接触氧化池对TOC和COD的去除率不高, 进水TOC为21mg/L, 出水TOC为17 mg/L, TOC去除率为19%;进水COD为110 mg/L, 出水COD为80 mg/L, COD去除率为27%。

曝气生物滤池对废水中各种污染物的去除率均较高, 进水COD为80 mg/L, 出水COD为40 mg/L, COD去除率为50%;进水TOC为17 mg/L, 出水TOC为11 mg/L, TOC去除率为35%;进水ρ (石油类) 为5 mg/L, 出水ρ (石油类) 为2.5 mg/L, 石油类去除率为50%;进水ρ (NH3-N) 为8 mg/L, 出水ρ (NH3-N) 为1 mg/L, NH3-N去除率为88%。进水SS为41.0 mg/L, 出水SS为6.3 mg/L, SS去除率为84%。

预处理工艺对废水中的主要污染物具有较好的去除效果, COD去除率为64%, TOC去除率为48%, 石油类去除率为50%, SS去除率高达93%, 出水水质达到膜系统进水水质要求。

2.2 膜系统的运行情况

2.2.1 超滤单元的运行情况

超滤单元在产水流量恒定的条件下运行, 通过观察超滤单元进水压力的变化来表征超滤膜的污堵情况, 以及判断是否需要对膜进行化学清洗。通过条件试验确定了超滤单元稳定运行的工艺条件为水温25℃、膜通量60 L/ (m2·h) 、反冲洗30min。在上述稳定运行的工艺条件下, 超滤单元的运行情况见图2。由图2可见, 在超滤恒定产水流量2.40 t/h的条件下, 超滤单元进水压力在0.04~0.08MPa波动, 运行近一个月仍无需对膜进行化学清洗, 可以认为超滤单元在该试验条件下运行稳定, 且化学清洗周期可超过一个月。

2.2.2 反渗透单元的运行情况

通过条件试验确定了反渗透单元稳定运行的工艺条件为水温25℃、反渗透膜通量19 L/ (m2·h) 、水回收率70%。在上述稳定运行的工艺条件下, 反渗透单元进水压力变化情况见图3。由图3可见, 在反渗透产水流量为0.75 t/h的条件下, 反渗透单元运行较稳定, 进水压力在0.92~1.12 MPa波动, 运行近一个月无需对膜进行化学清洗, 可以认为反渗透单元在该试验条件下运行稳定, 且化学清洗周期可超过一个月。

反渗透单元产水水质与新鲜水水质的比较见表1。由表1可见, 反渗透单元产水水质远好于新鲜水。

2.3 经济效益分析

预处理单元运行成本包括接触氧化池调节废水p H所消耗氢氧化钠的费用, 以及接触氧化池和曝气生物滤池运行消耗的电费, 合计预处理单元每吨产水需要0.43元。超滤—反渗透系统运行成本包括超滤单元杀菌剂次氯酸钠的费用、反渗透单元阻垢剂MAS208和还原剂亚硫酸氢钠的费用以及系统运行消耗的电费, 超滤—反渗透系统每吨产水需要1.61元。整个预处理—超滤—反渗透工艺处理炼油厂废水回用于二级脱盐装置脱盐水补水的成本为每吨产水2.04元, 低于企业现有的新鲜水每吨3.45元的费用。

将反渗透系统产水代替新鲜水用作二级脱盐装置脱盐水补水, 二级脱盐装置的化学清洗周期可从30 d延长至120 d, 每年可减少化学清洗药剂费约2.7万元。二级脱盐装置的使用寿命由2 a增加到8a, 每年减少设备更新费约100万元。反渗透系统产水回用后, 每年可为企业节约100多万元, 具有一定的经济效益。

3 结论

a) 采用预处理—超滤—反渗透工艺深度处理某炼油厂污水场的二沉池出水, 预处理单元产水COD为40 mg/L, ρ (NH3-N) 为1 mg/L, SS为6.3mg/L, 能够满足超滤—反渗透系统的进水要求。

b) 在超滤单元恒定产水流量为2.40 t/h的条件下, 超滤单元运行压力在0.04~0.08 MPa波动, 运行稳定, 化学清洗周期可超过一个月;在反渗透单元产水流量为0.75 t/h的条件下, 反渗透单元运行压力在0.92~1.12 MPa波动, 运行较稳定, 化学清洗周期可超过一个月。

c) 预处理—超滤—反渗透工艺深度处理炼油厂污水场的二沉池出水, 回用于二级脱盐装置脱盐水补水的成本为每吨产水2.04元, 低于企业现有的新鲜水每吨3.45元的费用。该优质产水取代新鲜水回用至二级脱盐装置系统每年可为企业节约100多万元。

摘要：采用预处理—超滤—反渗透工艺深度处理某炼油厂污水场的二沉池出水。预处理单元出水COD为40mg/L, ρ (NH3-N) 为1 mg/L, SS为6.3 mg/L, 能够满足超滤—反渗透系统的进水要求。超滤单元进水压力在0.040.08 MPa波动, 反渗透单元进水压力在0.921.12 MPa波动, 运行均稳定, 化学清洗周期均可超过一个月。预处理—超滤—反渗透工艺产水回用于二级脱盐装置脱盐水补水的成本为每吨产水2.04元, 低于企业现有的新鲜水每吨3.45元的费用。该优质产水取代新鲜水回用, 每年可为企业节约100多万元。

关键词：超滤,反渗透,炼油污水,脱盐水,回用,废水处理

反渗透处理 篇2

反渗透预处理技术探讨

反渗透是当今先进的水处理技术,为了满足反渗透膜对水质的`要求,原水进入膜之前必须进行妥善的预处理,本文详细探讨了反渗透装置之前的各种预处理技术,并对其存在问题提出了优化思路.

作 者：于海兰 付永胜 罗伟 YU Hai-lan FU Yong-sheng LUO Wei 作者单位：西南交通大学环境科学与工程学院,成都,610031刊 名：四川环境 ISTIC英文刊名：SICHUAN ENVIRONMENT年，卷(期)：25(4)分类号：X703.1关键词：反渗透 预处理 优化

反渗透处理 篇3

关键词：反渗透 碳酸钙 脱盐率 朗格里尔指数

在反渗透除盐过程中，由于反渗透膜对水中CO2的透过率几乎为100%，但对Ca2+的透过率几乎为零，因此，给水被浓缩时，例如当回收率为75%时，浓水浓度约比进水浓度高4倍，将会导致浓水侧的PH值升启和Ca2+浓度增加，PH值的升高将会引起水中HCO-3转化为CO32-，这样极容易造成碳酸钙在反渗透膜上析出，损坏膜元件，造成反渗透膜透水率和脱盐率的下降。

CaCO3在反渗透膜上结构倾向的判断：难溶盐CaCO3必须达到一定饱和度，即离子浓度乘积超过溶度积KSP许多倍才会析出沉淀。判断水中CaCO3的结垢倾向，常用朗格里尔指数LSI来近似地判断，若LSI<0则水中有溶解CaCO3的倾向；若LSI>0则水中有形成CaCO3的倾向。LSI计算方法如下：LSI=PH-PHS

式中PH——运行温度下，水中实际PH值；PHS——CaCO3饱和时，水的PH值。PHS值计算方法如下：

PHS=（9.30+A+B）-（C+D） （1-2） A=（lg〔TDS〕-1）/10

B=-13.12×lg（t+273）+34.55

C=lg〔Ca2+〕-0.4 D=lg〔ALK〕

式中A——与水中溶解固形物有关的常数，t——水温，℃；

〔TDS〕——总溶解固形物，mg/L；

B——与水的温度有关的常数， C——与水中钙硬度有关的常数，

〔Ca2+〕——Ca2+的浓度，mg/L CaCO3-；

D——与水中全碱度有关的常数，〔ALK〕——碱度，mg/L CaCO3。

水温以华氏度（°F）表示，华氏温度tF换算成摄氏温度t（℃）可用下式：t =5/9（Tf-32）

CaCO3结垢的预防：在反渗透系统中，通常防止CaCO3在膜上沉淀的方法是加酸调节水的PH值，因为在微酸性的运行条件下，CO32-是不宜存在的，绝大部分以HCO3的形式存在，这样就可以控制浓水的LSI值小于或等于零，使CaCO3无法在膜上沉淀出来。一般情况下所加的酸为盐酸或硫酸。根据反渗透比硫酸根离子SO42-的要大，因为反渗透膜1价离子的透过率要大于2价离子。过多的1价离子透过膜会引起产品小电导率的升高。相对来说加入硫酸来调整水的PH值，有比盐酸成本低，对金属腐蚀性小，对产品水品质影响小的优点。虽然可能形成硫酸盐沉淀，但可以通过加阻垢剂调整。

反渗透膜上形成CaCO3结垢后的处理办法：在判定反渗透膜有CaCO3结垢后可能用柠檬酸将清淡液PH值调整在2.5-3.5，水温35℃，对反渗透膜进行分段，清洗，重点是二段，因为CaCO3结垢在二段结垢比较严重。清洗可以按照下例步骤进行：

1 准备工作

1.1 清洗罐清理：清洗罐清理干净无杂物，加除盐水一箱，加热至水温35度。

1.2 清洗用的精密过滤器检查滤芯，清洗泵检查泵是否能正常工作。

1.3 清洗药剂准备柠檬酸2袋，烧碱计量罐打满。

1.4 PH测量仪标定。

1.5 除盐水箱满水位，设备切换需清洗设备停运。

1.6 清洗回路检查，需清洗的反渗透，清洗入口门开启，产品水出口门关闭，产品水对地排放门关闭，回路中转子流量计入口门关闭，清洗泵进出口门和回流门关闭，循环门，反渗透浓水门全开回路连接管连接。

2 酸洗

2.1 开启清洗泵，打开泵进出口门、回流门，打开循环门，清洗罐加柠檬酸打循环，PH值调整在2.0-2.5之间。

2.2 关循环们，精密过滤器排气，打开转子流量计入口门，缓缓关闭回流门，清洗液完成回流后，调整压力在0.15Mpa。

2.3 10分钟做一次PH值，做好记录清洗剂流量，泵出口、膜前、膜间、压力，产水浓水流量。

2.4 如果PH值增长较快需添加柠檬酸调整PH值，在0.15Mpa 压力下清洗至PH值不在变化，大约1-2小时。

2.5 停清洗泵浸泡2小时。

2.6 开清洗泵缓慢调整压力到0.3Mpa，高压清洗，10分钟测一次PH值清洗到PH值不再变化，大约1小时。

2.7 排空清洗液，关转子流量计入口门，精密过滤器放空，关清洗入口门，拆开回流管道，使用低压冲洗，洗到PH值接近7。

3 碱洗

3.1 冲洗清洗罐加新水，开清洗泵打循环加碱调整PH值，PH值控制在10.5-11之间，

3.2 开清洗入口门，连接清洗回路。

3.3 泵回流门全开，关循环们停止循环，精密过滤器排气，打开转子流量计入口门，等清洗也完成回流后缓慢关闭回流门调整压力在0.15Mpa，低压清洗。

3.4 10分钟测一次PH值，记录泵出口压力，转子流量计流量，反渗透膜前、膜间压力，浓水，产水流量，PH值。

3.5 PH值降低较快时需要补充碱液调整PH值，直到连续3次PH值不再变化结束低压清洗。

3.6 停清洗泵关闭泵进出口门，转子流量计入口门，浸泡2小时。

3.7 打开回流门，泵进出口门，开清洗泵，精密过滤器排气，开转子流量计入口门，清洗液完成回流后缓慢关闭回流门调整压力在3.0Mpa，高压清洗。

3.8 10分钟测量一次PH值45-60分钟，PH值不再变化时高压清洗结束。

3.9 拆掉清洗连接管，排空碱液，停清洗泵，关闭泵进出口门，转子流量计入口门，精密过滤器放空，清洗罐放空。

3.10 关闭清洗入口，打开产水对地排放门，进行系统低压冲洗PH值降到8以下，启动反渗透进行高压冲洗，产水电导合格后清洗过程全部完成。

4 注意事项

4.1 水温控制不超过35度

4.2 清洗也PH值控制酸洗不能低于2，碱洗不能高于11。

4.3 启动泵之前的回路检查。

4.4 压力调整，回流门必须是先全部开启，再逐渐关闭缓慢调整压力，清洗箱回水之前不能调压力。压力必须缓慢调整防止膜端盖漏水。

4.5 加减液时注意安全。

4.6 PH值测量必须按时，记录完整。

这些是我在生产和学习中的心得，供同行们进行研究。不确切之处请同行们予以指正。

参考文献：

反渗透处理 篇4

随着我国核能事业快速发展, 国内核燃料元件厂生产能力也逐年提高, 并在生产过程中产生大量低放射性废水。现阶段燃料元件厂废水处理工艺仅能将水中铀离子处理到0.05mg/L, 且缺乏对水中大量酸、碱、重金属离子等有毒有害物质的必要处理手段, 排放后对环境及公众安全造成长期而严重的危害。为满足国家环保要求, 亟需解决核工业低放废水的有效处置和合理减排问题。由于目前国内尚无成熟的工程案例以供借鉴, 本文选取国外较为先进的蒸发处理工艺和国内正在研发的高压反渗透处理工艺, 从其原理、性能、能耗、生产规模等方面出发加以比较, 探讨其在我国核工业生产中的适用性。

1 技术原理

1.1 蒸发处理工艺原理

蒸发处理工艺利用外加热能将低放射性废水加热气化, 对蒸汽进行清洗去污后导出系统, 作为蒸汽冷凝水回收或排放。蒸汽进入去污装置后首先通过旋风分离器去除较大的悬浮液滴, 然后通过多级淋洗去除蒸汽中的气溶胶微粒, 最后通过液封和鼓泡方式分离蒸汽中夹带的可溶性放射性气体, 完成低放射性废水的最终处理。

1.2 高压反渗透处理工艺原理

高压反渗透处理工艺利用外部压力克服原水渗透压, 使渗透过程逆向进行, 将低放射性废水通过反渗透膜进行分离, 其中水分子透过反渗透膜后被收集成为清相水, 包含放射性核素在内的多种盐分留在废水中成为浓缩液。

2 工程规模及相关参数

2.1 工程规模及配套设施

蒸发工艺处理设备需要设计独立的设备操作间, 并配套设计送、排风系统。其中处理量0.5m3/h的典型厂房面积要求为15m×10m, 最低高度需达到6.5m, 建议总净高度为10m。

高压反渗透工艺处理设备占地面积很小, 处理量0.5m3/h的设备尺寸仅为2100 mm×1500 mm×1877 mm, 且无需其他辅助系统支持。

2.2 工艺及工程设计要求

根据目前所掌握的技术资料, 蒸发处理工艺对操作环境温、湿度具有较高要求, 但尚未获得准确的数据范围。在我国北方环境随季节变化较大的地区, 对于维持设备稳定运行所需的室内环境设计存在不小的挑战。此外, 系统运行过程中允许温度和压力的波动范围较小, 对工艺系统的设计精度及自控仪表的灵敏度要求较高。

高压反渗透处理工艺对操作环境要求较宽泛, 在原水p H=2~11, 供电系统波动<5%, 接地电组≤4Ω, 空气最大相对湿度≤85%条件下即可正常工作。其中, 设备的适宜运行温度为23℃~30℃, 但是当环境温度低至10℃左右时仍能保持较好的水质处理效果[1]。

2.3 设备的经济性及可操作性

目前, 蒸发处理工艺在我国尚未开展工艺设计, 相关科研院所也缺乏相应的技术储备, 设备需要进口或通过国内代理商进行采购, 定价权掌握在外企手中, 工艺设备全套报价约为2000万欧元。相较而言, 高压反渗透处理工艺已经处于工程验证阶段, 样机造价约为96万元人民币, 产品价格相差悬殊。

蒸发处理工艺设备运行过程中耗能组件包括热交换器中的2套9k W加热器和1台37k W热泵, 其中2×9k W加热器在设备启动阶段提供系统升温所需的热能, 当系统进入正常运行阶段后可关闭加热器, 仅靠热泵维持系统运转。高压反渗透处理工艺设备耗能组件包括1台输料泵和1台高压泵, 总功率15k W。

蒸发处理工艺设备和高压反渗透处理设备均采用集成PLC控制, 运行过程中无需操作人员干预, 仅装卸料液和日常维护阶段需要人工操作。一般1~2人即可完成所有工作。

2.4 设备性能及生产能力

上述两种工艺方法均针对低放射性废水的处理, 其中蒸发处理工艺蒸残液浓度一般设定为33% (理论范围值30%~35%) , 处理后蒸汽冷凝水的放射性活度浓度低于106Bq/m3, 蒸残液的放射性活度浓度约为1012Bq/m3, 核素及可溶性离子去除率推测可达到99.5%以上。蒸发设备的处理能力可调节范围小, 适用于废水处理量变化不大的工程方案, 如需扩大生产只能增加设备台套数。

高压反渗透装置浓缩液浓度一般可达到20%~25%, 正常生产条件下系统脱盐率≥96%, 其中铀离子去除率99%~99.9%。设计水回收率50%~80%、处理能力 (1.0~1.5) m3/h, 可通过PLC连续调节, 操作压力随操作参数自动调节。根据现场试验经验, 当环境温度较低或原水浓度较高时, 系统脱盐率会降至92%~93%, 但不影响回用于水喷射吸收及酸雾净化塔等设备。

3 分析及结论

根据对蒸发处理工艺及高压反渗透处理工艺各项性能参数的对比分析, 蒸发处理工艺具有较高的放射性核素及离子去除率, 同时具有较高的水回收率, 在回收利用水资源及低放射性废物减容方面具有较大优势, 但其设备采购费用昂贵, 运行环境要求严苛, 在当前阶段不利于大规模工业化应用。如果能够引进吸收该项技术并进行自主化设计制造, 同时解决工艺及自动化设计方面的瓶颈, 将成为未来低放射性废水处理工艺的首选方案。

高压反渗透工艺在处理效果上不及蒸发处理工艺, 但是仍具有较好的水处理能力, 在废水回收利用和低放废物减容方面具有良好的经济效益和社会效益, 同时其采购价格较低, 环境适应性较好, 可以满足大部分核工业系统运行需要, 在当前阶段仍可作为低放射性废水处理的最优化方案。

摘要：本文对低放射性废水蒸发和高压反渗透处理工艺进行论述, 分析其运行特性及工程适用性, 尝试找出适用于我国核工业低放射性废水处理的方法。

关键词：低放废水处理,蒸发处理,反渗透处理

参考文献

关于反渗透水处理系统工程浅析 篇5

摘 要：反渗透水处理技术是当代先进的水处理脱盐技术，其应用领域越来越广泛。它广泛应用于电力、化工、石油、饮料、钢铁、制药、电子、市政、环保等行业，既用于生产锅炉补给水和饮用水、淡化海水、制备电子级超纯水，也用于废水处理、物质回收与浓缩的分离过程等领域。

关键词：水处理；反渗透系统；工程

反渗透水处理技术成功应用于各个领域，在很大程度上是由于其操作简单和运行经济。它与许多高科技产品一样，技术含量高，科技附加值高，但其使用易于掌握。反渗透技术是利用压力表差为动力的膜分离过滤技术，源于美国二十世纪六十年代宇航科技的研究，后逐渐转化为民用，目前已广泛运用于科研、医药、食品、饮料、海水淡化等领域，在日常生活中的运用：各种各样的热水锅炉，中央空调，换热系统，家用中央空调、挂锅炉等在特殊行业的运用：食品、制药、酒精和其他工业用水设备力学防垢、除垢，磁化、杀菌灭藻建立环境友好的水电建设体系。渗透基本原理

当纯水和盐水被理想半透膜隔开，理想半透膜只允许水通过而阻止盐通过，此时膜纯水侧的水会自发地通过半透膜流入盐水一侧，这种现象称为渗透，若在膜的盐水侧施加压力，那么水的自发流动将受到抑制而减慢，当施加的压力达到某一数值时，水通过膜的净流量等于零，这个压力称为渗透压力，当施加在膜盐水侧的压力大于渗透压力时，水的流向就会逆转，此时，盐水中的水将流入纯水侧，上述现象就是水的反渗透处理的基本原理。

反渗透膜孔径小至纳米级（1纳米=10-9米），在一定的压力下，H2O分子可以通过RO膜，而源水中的无机盐、重金属离子、有机物、胶体、细菌、病 毒等杂质无法通过RO膜，从而使可以透过的纯水和无法透过的浓缩水严格区分开来。膜过滤后的纯水电导率 5 s/cm，符合国家实验室三级用水标准。再经过原子级离子交换柱循环过滤，出水电阻率可以达到18.2M.cm，超过国家实验室一级用水标准（GB682―92）。渗透预处理目的及考虑因素

使用反渗透系统时，尤其应注意原水预处理。为了避免堵塞反渗透系统，原水应经预处理以消除水中的悬浮物，降低水的浊度；此外，还应进行杀菌以防微生物的孽生长大。

由于反渗透对原水中的悬浮物的要求很高，所以常用一种水质对受悬浮物污染情况的污染指数来对水质进行检测。此法实质上是测定反渗透系统受水中悬浮物的污堵的情况。进入反渗透系统水的污染指数以不大于5为宜，建议值一般小于3。预处理时还应该考虑到进水的pH值。各种半透膜都有其最适宜的运行pH值，故需按反渗透膜的要求，调节进水的pH值。预处理时还应该考虑到进水的温度。膜的透水量是随水温的增高而增大的，但温度过高会加快醋酸纤维素膜的水解速度，且使有机膜变软，易于压实。所以，对于有机膜来说，通常将温度控制在约20―40℃范围内为宜，复合膜温度控制在约5―45℃范围内为宜。

反渗透方法可以从水中除去90 %以上的溶解性盐类和99 %以上的胶体微生物及有机物等。尤其以风能、太阳能作动力的反渗透净化苦咸水装置，是解决无电和常规能源短缺地区人们生活用水问题的既经济又可靠的途径。反渗透淡化法不仅适用于海水淡化，也适合于苦咸水淡化。现有的淡化法中，反渗透淡化法是最经济的，它甚至已经超过电渗析淡化法。由于反渗透过程的推动力是压力，过程中没有发生相变化，膜仅起着“筛分”的作用，因此反渗透分离过程所需能耗较低。在现有海水和苦咸水淡化中，反渗透法是最节能的。反渗透膜分离的特点是它的“广谱”分离，即它不但可以脱除水中的各种离子，而且可以脱除比离子大的微粒，如大部分的有机物、胶体、病毒、细菌、悬浮物等，故反渗透分离法又有广谱分离法之称。反渗透水处理技术的优缺点

反渗透技术是当今较先进、稳定、有效的除盐技术；

*与传统的水处理技术相比，膜技术具有工艺简单、操作方便、易于自动控制、无污染、运行成本低等优点，特别是几种膜技术的配合使用，再辅之经其他水处理工艺，如石英砂、活性炭吸附、脱气、离子交换、UV杀菌等；具体优点有原水含盐量较高时对运行成本影响不大，可连续运行，产品水水质稳定，无须用酸碱再生，不会因再生而停机，节省了反冲和清洗用水，以高产率产生超纯水（产率可以高达95%），无再生污水，不须污水处理设施，无须酸碱储备和酸碱稀释运送设施，减小车间建筑面积，使用安全可靠，避免工人接触酸碱，减低运行及维修成本，安装简单、安装费用低廉.缺点：预处理要求较高、初期投资较大.4 反渗透水处理发展前景

反渗透海水淡化技术发展很快，工程造价和运行成本持续降低，主要发展趋势为降低反渗透膜的操作压力，提高反渗透系统回收率，廉价高效预处理技术，增强系统抗污染能力等。

参考文献

[1]冯逸仙，反渗透水处理系统工程，中国电力出版社，2004

[2]严煦世，范瑾初，给水工程，中国建筑工业出版社，1999

[3]张自杰，排水工程，中国建筑工业出版社，2000

作者简介

杨丕华（1991-），男，汉族，河南林州人，郑州大学给水排水2011级本科生。

反渗透水处理运行的监督实践 篇6

反渗透 (Reverse Osmosis) 属于全膜法水处理工艺 (IMT) , 它仅依靠水压力作为推动力, 采用无相变的物理方法, 使水得以淡化、纯化。水透过反渗透膜的机理主要有氢键理论、溶解扩散理论、选择性吸附—毛细流动3种理论, 但至今仍没有定论。反渗透相对于传统水处理工艺的优点是, 不用酸碱再生, 无废液排放污染环境;系统简单, 操作方便;适用水质广, 占地面积及所需空间小;运行维护维修工作量小;除硅效率可高达99.5%, 除有机物等胶体率可达95%;无需停运再生且出水水质稳定等。因此, 现在反渗透不仅应用于苦咸水、海水淡化, 饮用水及废水处理, 还广泛用于电力、化工、饮料以及电子等行业。但是, 如果运行中监督不细致不到位, 不仅会影响到系统产水量及产水水质, 还会使化学清洗频繁, 不仅减少了运行时间, 而且大幅度提高了运行成本。

1 古交电厂反渗透的工作模式

反渗透膜的工作模式种类很多, 按外形分为涡卷式、板框式;按形态分为复合反渗透膜、非对称反渗透膜;按膜的工作压力分为低压反渗透膜、超低压反渗透膜等, 按膜的材质来分则种类更多。膜的选用可根据原水水质和应用条件等来进行综合考虑。

西山煤电集团古交电厂使用的是美国陶氏化学公司生产的, 交联全芳香族聚酰胺涡卷氏复合膜, 属于低压反渗透膜, 型号为BW30-400。其400的含义是有效表面积为37 m2 (400平方英寸) , 水处理系统方式为一级反渗透+二级反渗透+EDI, 其中, 一级反渗透为一级两段式, 10∶5排列, 系统水回收率为75%, 脱盐率大于97% (3 a内) ;二级反渗透为一级三段式, 5∶3∶1方式排列, 系统水回收率90%, 脱盐率大于90% (3 a内) 。

2 运行监督实践

卷式膜系统现已被广泛应用, 从实践中总结, 其优点是投资少, 安装方便;结构紧凑, 单位体积内的有效膜面积大;制作工艺简单;适合在低压、低流速下操作, 耗电低;缺点是对原水预处理要求较高, 且如果运行中膜被污染, 清洗比较困难。

古交电厂的系统于2005年投入生产, 根据投产5 a来的运行实践, 并结合相关文献资料, 得出运行监督方面的体会。

2.1 运行药剂的使用

运行中所加药剂包括杀菌剂, 还原剂, 阻垢剂及碱。杀菌剂加药点在预处理系统, 由于涡卷式膜对原水预处理要求较高, 预处理系统运行的好坏是反渗透系统能否安全稳定运行的关键因素之一。

古交电厂采用的预处理系统由双滤料过滤器+超滤构成, 双滤料过滤器采用石英砂和无烟煤作为过滤滤料, 具有出水水质稳定、性能可靠、工艺流程简单、操作简便等优点, 其出水水质能够满足超滤进水的要求, 保证了后续工艺装置的安全稳定运行。

另外, 稳定合格的水质还可以提高反渗透装置的回收率。根据原水水质为防止超滤装置受到有机物污染, 设有杀菌剂加药装置。超滤膜元件采用的是西门子公司的L20V外压式膜元件, 能够除去水中的大分子颗粒、胶体、部分有机物, 有效地降低原水的浊度及SDI值, 确保预处理的产水水质与水量, 完全满足反渗透装置进水水质要求。

古交电厂使用的杀菌剂次氯酸钠为氧化性杀菌剂, 加入杀菌剂是为杀灭原水中微生物, 减少膜的污堵。若加入量过少则达不到效果, 反之加入过量的话, 后续工作还需要加入更多的还原剂, 就会造成药品的浪费, 只要控制预处理出水余氯介于0.5 mg/L～0.8 mg/L就可以了。

加入还原剂是为了中和杀菌剂的氧化性, 因为反渗透膜对水中氧化性物质非常敏感, 抗氯性能差, 这些物质会造成膜的氧化, 使膜造成不可逆损伤, 影响膜的性能和寿命。

古交电厂采用亚硫酸氢钠, 以消除来水中的氧化性物质, 加药量应保证系统进水氧化剂余量接近于“0”, 控制反渗透进水余氯约0.1 mg/L, 绝不允许大于0.3 mg/L。

阻垢剂的主要作用是相对增加水中结垢物质的溶解性, 古交电厂使用PTP2000复合阻垢剂, 它具有抑制析出、分散、晶格扭曲及络合作用。阻垢剂的加入量需要设备厂家做相关试验来确定, 我们必须依据系统调试时设备供应商提供的加药泵参数 (如频率和冲程) 来调整。

加碱是为提高水的pH值到8.3左右, 使水中CO2转化为碳酸根后, 再经反渗透除去, 如, pH值低于8.3则水中溶解的CO2转化不完全, 水中溶解气体反渗透就不能除去的;pH值超过8.3则增加了反渗透膜结碳酸盐垢的可能性, 其次也造成了药品的浪费。碱的浓度可根据加药泵频率和冲程以及入口pH值作出调整。

巡检过程须注意以上各加药泵的运行状态, 尤其杀菌剂计量泵, 会经常出现打空泵现象。这是由于杀菌剂见光易分解产生气体, 要及时发现及时排气。

2.2 反渗透装置进水监测项目

反渗透装置进水监测的项目包括SDI, pH, 导电度, 水温, ORP。

SDI (SILT DENSITY INDEX) 即给水淤泥密度系数, 是反渗透给水的重要指标, 用来表征水中胶体及悬浮颗粒的污染因素, 一般不会产生突变, 每班测定一次即可。

古交电厂原水预处理方式为多介质过滤器加超滤, SDI值控制小于3。进水pH与导电度变化可以看出原水水质导电度的变化, 古交电厂原水水质pH为7.2, 导电度约为580×10-6 S/cm, 根据原水与产水导电度可以计算出反渗透装置脱盐率。如, 原水水质不变, 一般此两者不会有太大变化。进水温度要控制在18 ℃～25 ℃之间, 变化范围尽量小, 原水加热装置最好使用自动加热。因为水温变化会使反渗透产水量、产水导电度、段间压差产生明显变化。水温上升, 水的黏滞度降低, 水通量与盐的透过率上升。当水温上升1 ℃, 产水量会上升2%～3%, 而盐透过率会上升更多。

ORP即氧化还原电位, 当氧化剂与还原剂达到某一平衡值时, 对于同一水质是一定值。可以将反渗透进水余氯控制为0.1 mg/L时, 氧化还原电位值作为标准, 以此监督运行。当运行中氧化还原电位值与此值偏离较大时, 说明氧化剂或还原剂的加入量出现异常 (超过标准值说明氧化剂相对过剩) , 必须立即检查各加药泵运行情况, 或调整药剂浓度, 使氧化还原电位在最短时间内恢复到正常值[1]。

2.3 反渗透装置运行监测项目

反渗透装置运行监测项目包括段间压差, 进水流量, 浓排流量。

系统调试完毕, 在正常的额定进水压力、流量下, 投运初期一级反渗透 (一级两段式) 段间压差约0.12 MPa, 随运行时间的延长, 段间压差会逐渐上升, 当达到0.25 MPa (不允许大于0.3 MPa) 时就应当停下来进行化学清洗。因为段间压差大可以导致膜组件内部元件尤其是密封圈的损坏。二级反渗透 (二级两段式) 的段间压差为0.18 MPa和0.13 MPa。由于进水水质是比较稳定的, 进水流量与浓排流量不允许改变, 进水流量大于设定值, 会使第一根反渗透元件的给水与浓水压力降超过10 psi, 使其承受更大的压力降, 就可能使第一根膜组件变形, 端部窜出而且使给水隔网变形, 导致损坏膜元件。进水流量低于设定值, 会使容器内最末段膜元件横向流速不够, 膜表面盐的反向扩散速度就低, 使盐的透过率增加, 从而加重浓差极化现象, 促进胶体等在膜表面的沉淀。新设备投运后, 由于压缩和剪切蠕变膜会出现压密现象, 导致膜的透过率下降。运行200 h后, 应当重新调整反渗透进水手动门与浓排调整门的开度, 使反渗透保持设计回收率。不要单纯为节水而提高设备回收率, 那将会得不偿失。

系统在投运、停运或低压冲洗时, 如果需要手动操作, 一定不可使产水侧压力值高于原水侧。因为反渗透膜绝对不能承受反压, 这一点需要特别注意。当系统停运48 h以上时, 必须注意防止膜元件干燥, 因为元件干燥后会出现产水量的不可逆下降;采用适宜的保护措施防止微生物滋生或每24 h进行定期冲洗, 如果无法做到每24 h进行冲洗一次, 就必须采用化学药品进行封存;避免系统受到极端温度的影响。

2.4 寿命问题

反渗透运行中各监测项目以及原水预处理系统的产水指标, 均是为保证膜的运行寿命而提出的。只要以上各项均能达到设计要求, 膜的运行寿命完全可以达到设计值 (6 a以上) 。但是随着运行时间的延续, 其产水量会有所降低, 这种现象就是反渗透膜特性指标中的水通量衰减系数, 是正常现象。在流量正常衰减情况下仍然可以连续制水, 不需要更换反渗透膜。

参考文献

电厂水处理反渗透技术应用 篇7

1.反渗透技术

1.1渗透基本原理

当纯水和盐水被理想半透膜隔开, 理想半透膜只允许水通过而阻止盐通过, 此时膜纯水侧的水会自发地通过半透膜流入盐水一侧, 这种现象称为渗透。若在膜的盐水侧施加压力, 那么水的自发流动将受到抑制而减慢, 当施加的压力达到某一数值时, 水透过膜的净流量等于零, 这个压力称为渗透压力, 当施加在膜盐水侧的压力大于渗透压力时, 水的流向就会逆转, 此时盐水中的水将流入纯水侧, 上述现象就是水的反渗透 (RO) 处理的基本原理。

1.2反渗透膜及技术原理

反渗透膜是用高分子材料制成、具有选择性半透性质的薄膜。用于水处理的反渗透膜可以允许水分子透过膜, 但水中所含的离子、有机物分子等不能透过。

反渗透的除盐原理是水在外加压力的作用下, 水分子克服反渗透膜两侧的渗透压, 透过膜到达膜的另一侧 (淡水侧) ;而水中的盐分、有机物分子等杂质则被膜拦截住, 留在膜上, 从而达到水质净化的目的。

反渗透技术从本质上讲是一种横流性的过滤技术, 过滤液体会横向流过反渗透膜, 部分原水在外界压力下透过这层膜形成成品水, 而未被转化为成品水的液体和盐类继续流过反渗透膜表皮, 逐渐形成浓水被排掉, 这一过程还可以将截留的悬浮物冲刷带走, 阻止了垂直过滤技术下固体的沉积。

1.3反渗透膜的类型及卷式膜组件的特点

按照材料来分, 用于水处理的反渗透膜主要有两种类型:一种是醋酸纤维膜, 这是最早应用于水处理领域的反渗透膜。另一类是用聚酰胺类材料制成的复合膜, 我厂所用的反渗透膜是抗污染聚酰胺复合膜, 这种复合膜的特征是由两种以上的材料制成, 用很薄的致密层与较厚的多孔支撑层复合而成, 多孔支撑层起增强机械强度作用, 致密层起脱盐作用。膜形式是卷式复合膜, 卷式膜元件相对于平板式、圆管式、中空纤维式膜元件来说, 它的特点是:①水流通道有隔网空隙构成, 水在流动过程中被隔网反复切割反复汇集呈波浪起伏前进, 提高了水流的紊动强度, 减少了浓差极化;②水沿膜表面呈薄层流动, 这种薄层的流动设计既提高了膜的装填密度, 又有利于降低膜表面的滞流层厚度, 同样有利于减少浓差极化;③膜的装填密度比较高, 仅次于中空纤维膜组件;④与中空纤维和板框式结构相比较, 卷式膜元件在给水通道抗污染能力、设备空间要求、投资和运行费用等方面具有明显的优越性。

1.4反渗透的性能

反渗透的性能包括脱盐率、透过速度、回收率、耐氧化性能、纯水透过系数、流量衰减系数、抗水解能力、机械强度等。其中脱盐率和回收率是在实际运行中比较关注的两项性能。

1.4.1脱盐率

脱盐率, 即进水含盐量经反渗透分离成淡水后所下降的分率, 记作R, 计算式为$\text{R}=\frac{\text{C}{}_{\text{f}}-\text{C}{}_{\text{p}}}{\text{C}{}_{\text{f}}}\times 100\%$

式中:Cf为进水含盐量, mg/L;Cp为淡水含盐量, mg/L。

反渗透膜的脱盐率与四类因素有关:①操作条件, 包括压力、浓水流量、回收率、水温和pH。脱盐率随操作压力和浓水流量递增, 随回收率和水温递减, 对于天然水, 碳酸化合物的各种形态是pH值的函数, 降低pH值, 则淡水的电导率升高。②污染程度。膜被水垢、微生物、铁铝硅化合物污染后, 脱盐性能变差。③溶液性质。④膜特性。

随着反渗透膜使用年限的增加, 脱盐率必然呈下降的趋势, 但其衰减速度应在允许的范围内, 否则, 若脱盐率明显下降, 则提示膜可能出现了污染、划伤或密封不严等问题。

1.4.2回收率

回收率, 即反渗透系统从盐水中获得的淡水分率。

回收率$=\frac{\text{淡}\text{水}\text{量}}{\text{进}\text{水}\text{量}}$

反渗透系统的回收率越高, 则所需的渗透压越高, 而且浓差极化的趋势越明显;从而增加了系统能耗以及污堵结垢的趋势, 增大系统的运行及维护成本。因此回收率必需根据具体的水质确定较为合适。

2.反渗透系统实际运行情况

我厂运行的水处理系统工艺流程为 原水 (黄河水) →生水箱→自清洗过滤器→超滤装置→清水箱→保安过滤器→反渗透装置→除碳器→除碳水箱→阳离子交换器→阴离子交换器→混合离子交换器→除盐水箱→机炉或化工装置

我厂的反渗透采用美国HYDRANAUTICS公司PROC10型卷式膜元件, 采用24∶13二段设计, 6* 37支/套, 初期运行每套产水平均流量200吨/小时, 每小时产水量最高可达1300t, 长时间运行后每套产水平均流量170吨/时。该系统于2009年完成调试, 产水合格。投入运行以来, 2011年以前脱盐率可达97%以上, 到2012年, 运行三年, 脱盐率可打到96%以上, 回收率一值控制在75%左右。运行过程中反渗透一段压差或二段压差达到0.2MPa (或一、二段整体压差达到0.4MPa) 时进行在线化学清洗。

反渗透装置由膜组件、高压泵以及相关仪表、阀门和管件组成。高压泵前设有保安过滤器, 保安过滤器内装有过滤孔径为5μm的滤芯, 这些滤芯会过滤掉任何大于5μm的颗粒, 对下游RO膜起保护作用, 否则RO膜表面极易结垢。进水管道上连有还原剂、阻垢剂加药管道, 此外进水管道上设有取样口便于测量进水SDI值。

3.反渗透长期运行出现的一些问题

为了保证膜长期安全稳定运行, 我厂严格遵照膜厂家规定的膜元件使用限制条件, 包括操作压力、进水流量、温度、进水pH值范围、进水浊度、进水SDI, 进水余氯等, 目前反渗透运行情况基本良好, 由于本厂的反渗透系统前设有超滤装置, 且一段反渗透前设有保安过滤器 (压差达到0.1MPa即进行滤芯更换) , 反渗透进水水质相对较好, 水温控制在25±2℃, 一段进水压力一般不超过1.0MPa, 进水pH7～9, 电导1000us/cm, 经过加还原剂处理后ORP一般控制在小于250mv, SDI值严格控制小于4, 浊度<1NTU, 余氯<0.1mg/L, 因此对膜元件的保护较好。但随着运行时间的增加, 反渗透装置也相继出现了一些问题, 集中表现为淡水水质、产水量或运行压力的异常, 主要特征是淡水电导率上升、产水量减少或运行压力增加。2010年11月份对反渗透进行了第一次化学清洗, 清洗后各项指标恢复正常, 但此后清洗的周期逐渐变短, 产水指标逐渐下降。2011年经过几次化学清洗, 对比发现通过清洗能恢复膜的大部分产水性能, 但产水电导以难以保证。这是由于长时间运行后, 反渗透膜已经在一定程度上被污染, 即使经过化学清洗, 也难以恢复到原有的效果。

根据我厂的具体情况分析污染主要来自两方面。第一、反渗透进水中所含的胶体、微生物等物质。这些污染物会截留在膜的表面形成污染层, 且污染主要分布在膜的前段。为了防止微生物在膜上的滋生, 我厂采用的方法是加氯杀菌, 由于水中残留的余氯对膜元件具有破坏性, 因此在加氯杀菌后, 在反渗透进水管加还原剂, 控制反渗透进水余氯不超过0.1mg/L。尽管原水中所含的绝大部分微生物、胶体、悬浮物、颗粒等杂质会在预处理中去除, 以确保水质达到RO膜的进水要求, 但进水中仍会残留少量胶体、微生物等物质, 长时间势必会运行影响反渗透的脱盐效果。

第二、反渗透运行过程中可能产生的结垢物质。经过分析可知, 我厂的RO进水水质指标见表1

由表1可知, 膜元件内沉积盐类主要为钙盐和镁盐及铁离子污染。由于本厂采用的是复合膜, 因此日常运行中采用加阻垢剂方式来防垢。

针对长时间运行产生的以上两种类型污染, 平均三个月进行一次化学清洗。根据我厂的污染物情况, 清洗过程分酸洗和碱洗, 酸洗溶液为1%～2%柠檬酸, 碱洗溶液为1.0%EDTA+0.1%氢氧化钠, 清洗方式采用静态浸泡和循环清洗相结合的方式, 静态浸泡一般设定为30min, 具体时间根据膜的污染程度而定。清洗过后均采用低压冲洗, 直到排出的淡水清洁、无泡沫或无清洗液。经过三年运行实践证明, 清洗过后效果较好, 压差和流量基本可以恢复, 但后期几次清洗后产水电导变化不大。

反渗透在运行过程中还可能产生其他的一些问题, 如膜氧化变质、脱盐层磨损、机械损伤 (包括O型圈泄露、膜卷窜动、膜破裂、连接件损坏) 、膜压密等。这些现象目前在我厂的反渗透运行过程中还没有发生过, 这里不做赘述。

以上论述只是针对我厂的实际情况进行了一些分析, 我厂的除盐水除供给锅炉外, 主要供给方向是煤化工生产装置及化工相关换热站, 用水量大且对水质要求严格, 前期的预处理 (包括超滤和反渗透装置) 就显得格外重要, 对反渗透在实际应用中可能出现的各种问题以及更好的解决办法还需进一步调查和讨论, 希望广大学者不吝赐教。

摘要：反渗透是本世纪60年代迅速发展起来的一种水处理工艺, 目前, 它已用在城市用水、锅炉补给水、工业废水处理以及海水淡化和各种溶液中溶质分离等方面。本文从反渗透技术及其原理、反渗透膜的特性及形式、反渗透装置运行情况及长期运行中出现的一些问题, 结合本厂实际运行情况进行了一些介绍和分析, 以供同行参考。

关键词：反渗透技术,水的预处理,电厂

参考文献

[1]孙本达, 杨宝红.火力发电厂水处理实用技术问答[M].

[2]周柏青.陈志和.热力发电厂水处理[M].

[3]邹强.电厂水处理中的反渗透技术研究.[J].科学与财富, 2011 (06) .

反渗透处理 篇8

1 试验部分

1) 浓排水水质。

试验用济南炼油厂反渗透的浓排水, 试验期间的主要水质参数见表1。

2) 工艺流程。

工艺流程:絮凝→沉淀→纤维过滤→臭氧—生物活性炭 (如图1所示) 。此种试验设计流量在0.5 m3/h～1.0 m3/h之间。试验中软化反应的药品由加药槽加入到絮凝反应池中, 其中PAC的投加量为5 mg/L, NaOH的投加量为20 mmol/L, 沉淀出水的pH值控制在10.5左右, 总硬度可降低至100 mg/L以下;纤维过滤前通过投加质量分数为40%的盐酸调节控制pH值在7.5～8.5;臭氧的气源采用压缩空气。

2 结果与讨论

1) 臭氧—生物活性炭试验条件的优化。

由于前处理工艺中沉淀出水的pH在10.5左右, 可以通过调节pH来确定O3-BAC对COD的去除效果。大部分研究认为pH值增加会增加O3间接氧化的能力, 生成氧化能力更强的羟基自由基, 同时O3投加量、接触时间也是O3-BAC工艺的重要参数。

通过图2可知, pH在7.5左右对COD的去除效果最好, pH值较高反而效果不好。

从表2可知:当O3投加量一定时, 对COD的去除效果随着O3接触时间的增长而增加, 但在35 min以后效果不明显, 证明O3氧化已较彻底把难降解的有机物分解成易被活性炭床吸附和降解的中间体。考虑到O3投加量和接触时间对实际工程经济效益的影响, 试验先确定接触时间为35 min, pH值在7.5左右。

通过O3投加量对CODCr去除率效果的影响分析可知, 当接触时间不变, O3投加量小于6 mg/L时, O3对有机物去除率逐步提高至25%左右, 可能是随着O3投加量的增加, O3对水中部分有机物的氧化作用增强。当O3投加量大于6 mg/L时, 去除率并没有明显增加, 可能是由于臭氧把大部分有机物只氧化成一些小分子有机物, 并没有真正氧化成最终产物CO2和H2O, 但是正是由于O3氧化可以将原水中难降解的有机物分解成易于生物降解和吸附的小分子物质, 增强了活性炭床的生物降解性能和吸附性能, 使得BAC对COD的去除率从33%升高到52%。当O3投加量大于6 mg/L, 去除率并没有明显增加, 试验确定pH值在7.5左右, O3投加量为6 mg/L, O3、炭床接触时间分别为35 min和30 min, 各组试验数据均在此参数基础上进行测试。

2) 对浊度的去除效果。

由图3可知, 在软化过程中沉淀出水的浊度一般都在3 NTU～5 NTU之间。虽然停留时间只有1 h, 但是出水浊度还是满足一般沉淀池出水要求 (≤5 NTU) , 试验中观察发现絮体在絮凝区能很快的凝结, 说明系统曝气时大大提高了颗粒的碰撞速率, 从而产生较大的悬浮颗粒, 最终能够较快的沉淀。纤维过滤之后的浊度明显下降, 且小于1 NTU, 并没有因为纤维滤池的滤速很快 (22 m/h) 而影响到浊度的去除, 可见纤维过滤对于一些空地资源有限的工厂还是有一定的优势。由图3也可知, 由于纤维出水浊度已经很低, 臭氧出水浊度并没有明显变化, 但是经过BAC之后浊度能够进一步保证在0.5 NTU以下。

3) 对色度的去除效果。

由图4可以看出, 在进水色度平均值为50倍时, 沉淀过滤出水色度平均值为45倍, 平均去除率为10%左右, O3氧化出水色度平均值为20倍, 平均去除率为50%, BAC出水色度平均值为7.5倍, 系统平均去除率达到85%, 孔隙、官能团等表面特性, 有利于充分发挥活性炭的吸附能力, 强化了活性炭的脱色能力[3]。

4) 对氨氮的去除效果。

由出水氨氮的变化可知, 沉淀出水氨氮的去除率在30%左右, 可能是由于pH值很高和曝气吹脱除氮的原因[4], 纤维过滤对氨氮几乎没有去除率, 但是经过臭氧接触氧化之后氨氮反而升高, 可能是由于臭氧氧化部分有机氮导致的, 最后经过BAC处理之后氨氮一直在0.3 mg/L以下。

5) 对COD的去除效果。

由图5可知, 整套工艺对COD的平均去除率为68%, 特别是经过O3氧化之后, 将难降解的有机物分解成易于生物降解和吸附的小分子物质, 增强活性炭床的生物降解性能和吸附性能, 使得最终出水COD稳定在30以下, 证明了该系统工艺处理效果良好。

3 结语

1) 采用絮凝→沉淀→纤维过滤→臭氧生物活性炭工艺处理反渗透浓排水, 系统对色度、氨氮、COD的去除率分别为85%, 53%, 68%, 系统出水总硬度在100 mg/L以下, 表明该工艺不但能去除水中大部分硬度, 还能去除水中大部分色度、氨氮和有机物, 此工艺应用到石化废水中的反渗透浓排水中是可行的。2) O3投加量为5 mg/L, 进水pH值在7.5左右, 臭氧、活性炭的接触时间分别为35 min, 30 min, 经O3-BAC深度处理之后, 出水浊度小于0.5 NTU, 出水色度小于10倍, 出水CODCr小于30 mg/L, 出水氨氮小于0.3 mg/L。结果表明该工艺的处理效果稳定, 出水水质基本不受进水水质波动的影响, 且出水水质达到GB 3838-2002地表水环境质量标准中的Ⅳ类水标准, 可以回用于工业生产。

参考文献

[1]K.Van Hege, M.Verhaege, W.Verstraete.Electro-oxidative a-batement of low-salinity reverse osmosis membrane concen-trates[J].Water Research, 2004 (38) :1550-1555.

[2]江举辉, 虞继舜.臭氧协同产生.OH的高级氧化过程研究进展及影响因素的探讨[J].工业安全与环保, 2001, 27 (12) :16-20.

[3]MulG.The formation of carbon surface oxygen complexes byoxygen and ozone[J].Carbon, 1998, 36 (9) :1269-1276.

[4]胡允良, 张振成.制药废水的氨氮吹脱试验[J].工业水处理, 1999, 7 (19) :4-7.

反渗透处理 篇9

关键词：深度处理,超滤,反渗透,浊度,电导

0 引言

天津分公司地处严重缺水的天津地区, 是天津市工业取水大户, 企业发展与水资源矛盾日益突出。天津分公司开展节水减排, 大幅度降低化工装置取水和排污, 不但是发展的需要, 而且是生存的需要, 也是企业降本减费和建设节约型社会的必然要求。

水务部于2003年建成了以微滤+反渗透为主体的污水深度处理项目, 微滤设计水量为420 m3/h, 反渗透产水量为160 m3/h。污水深度处理装置经过近2 a的运行调试, 虽然实现了杂用水的连续供应, 但由于微滤出水SDI不稳定 (3.5~6.0) , 且反渗透预处理系统能力不足, 造成反渗透装置运行期间跨膜压差高、产水量下降过快、化学清洗频繁, 无法实现反渗透装置的长周期连续运行。试验主要确定UF+RO膜法工艺设备运行方式、运行参数, 为工业化的设计与应用提供依据;研究UF+RO膜法工艺的化学清洗周期及化学清洗方法。

1 试验部分

1.1 试验水质

化工污水生化处理出水水质情况见表1。

由表1水质分析数据可知:由于终沉池出水碱度、硬度较高, 铁、锰含量较高, 经过计算反渗透膜有结垢倾向, 可能造成无机污染。

1.2 工艺流程及试验方法

试验采用的工艺由超滤 (UF) 和反渗透 (RO) 单元组成, 由天津石化分公司提供现场试验配合条件并承担分析工作, 北京化工研究院负责试验, 欧美环境工程公司负责提供试验装置及运行维护。现场试验流程见图1。

终沉池的出水经泵提升进入气浮池, 进一步去除水中的悬浮物、胶体等污染物, 气浮处理后的出水进入纤维过滤器进行过滤, 出水加入Cl O2溶液杀菌消毒, 进入水箱。为了进一步提高水质, 试验将水箱中的水经过超滤+反渗透膜进一步深度处理, 去除水中的悬浮物、细菌、藻类、胶体物及无机盐类等污染物。

超滤膜为外压死端过滤, 过滤周期30 min;设计膜通量50 L/ (m2·h) ;水回收率≥90%。反渗透膜设计膜通量20 L/ (m2·h) , 水回收率70%。进水调节p H值为6.5±0.2, 进水加阻垢剂3.5 mg/L, 进水加还原剂 (根据进水ORP或余氯调节加药量) 。膜装置主要设备及技术参数见表2。

2 结果与讨论

2.1 超滤产水水质

试验期间, 超滤对浊度的去除效果很稳定, 进水浊度变化范围0.5 NTU~7.0 NTU, 产水浊度始终能小于0.2 NTU, 浊度去除率为70%以上。超滤膜对COD的处理效果有限, 处理效率在5%~10%。

由图2可以看出, 超滤产水SDI值随出水水质变化并不明显, 90%的情况下其值小于3.0, 达到了预期设计指标, 效果较好。

正常情况下SDI值小于3.0, 膜片表面干净。现场试验期间有短时间超滤产水SDI值大于3.0, 膜片表面呈深褐色, 且超滤膜运行压力上升较快。由烧灼试验、电镜扫描和能谱结果分析超滤反洗脱落物主要为有机物;对SDI膜面截留物及烧灼试验残渣进行电镜扫描和能谱分析, 主要为Mn、Co、Al等金属污染物。可见超滤膜的有机污染和金属无机污染风险并存。对超滤进出水采用凝胶色谱分析, 进出水中有机物均为低分子量有机物, 没有显著差异, 分子量分布小于1 500。

2.2 反渗透产水水质

试验期间, 反渗透脱盐效果很稳定, 进水电导变化范围2 500μS/cm~3 000μS/cm, 产水电导小于100μS/cm, 系统脱盐率维持在97%, 经过化学清洗后其性能没有下降。

由下图3可以看出, 反渗透进水p H前期控制在6.5±0.2, 后期控制 (不调酸) 在7.0±0.2, 产水p H在5.0~5.5;试验期间主要采用进水ORP检测和余氯分析相结合, 通过调节还原剂加药量, 对反渗透进水余氯控制。控制进水ORP小于100 mv, 反渗透进水余氯可以小于0.1 mg/L, 甚至检不出。

试验期间, 对深度处理工艺更换下来的反渗透膜元件进行污染物分析, 由烧灼试验结果分析可知反渗透膜面截留物主要为有机物;用电镜扫描和能谱分析反渗透膜面截留物烧灼残渣, 主要为Ca、Si、O、Al、Mn等无机污染物, 与超滤膜污染物分析结果有所不同, 反渗透膜结垢风险加大。

2.3 化学清洗试验

试验期间, 针对现场水质及膜系统运行情况, 通过多次对超滤及反渗透进行化学清洗试验, 得到适合现场使用的化学清洗方法。

超滤反洗方式为气擦洗30 s;反洗上排25 s, 反洗下排25 s, 正冲35 s。超滤辅助运行条件 (化学分散清洗) :当压差上升到0.08 MPa, 先运行碱洗步骤:0.1%Na OH+0.2%Na Cl O3溶液, 循环10 min~20 min;正冲5 min~10 min;再运行酸洗步骤:1%草酸溶液或0.4%盐酸溶液, 循环10 min;正冲5 min。见图4、图5。

由图4和图5可知, 超滤膜和反渗透膜经过化学清洗后, 压力恢复良好, 系统运行正常。

反渗透每4 h~6 h冲洗一次, 冲洗时间2 min, 进水用盐酸调节p H为6.5~7.0, 纳尔科PC191阻垢剂投加浓度3.5 mg/L, 进水余氯控制小于0.1 mg/L。

3 结语

a) 现场试验结果表明:企业现有预处理单元 (气浮+纤维过滤) 的处理能力基本稳定, 后续采用“超滤+反渗透”污水回用工艺路线, 技术上可行;

b) 通过现场试验, 选择了合适的运行参数、化学清洗条件, 实现了“超滤+反渗透”装置稳定运行。现场试验获得的各种数据, 可以为天津分公司达标外排污水回用一期项目完善工程设计提供依据;

反渗透处理 篇10

1 反渗透技术在火电厂污水处理中的应用现状

1.1 在火电厂循环冷却排污水回收中的应用

火力发电厂的循环冷却水占总耗水量的23, 某发电有限公司的废水处理回收利用工程, 采用连续微滤+反渗透 (CMF+RO) 处理工艺, 回用水作为循环冷却水, 直接补进电厂冷却塔。处理水量8000m3/d, 回用水量7000m3/d。该工程于2005年8月投入运行, 截至2008年3月共处理污水近360×104m3, 回用污水近320×104m3。近一年半的运行实践表明, 出水水质可以满足循环冷却系统补充水的水质要求, 使用该处理系统是安全可靠的。

1.2 在城市中水回用于火电厂中的应用

某热电公司对某污水处理厂的出水进行了深度处理, 采用了絮凝沉淀/砂滤/UF (超滤) /RO1 (反渗透) /RO2/EDI (电渗析) 全膜法工艺, 出水回用为冷却水、热网补给水及锅炉补给水。节水量为660×10m3/a、节省水费为1689.6万元/a, 实现了经济、社会和环境效益的统一。工程于2005年7月竣工并投入运行, 至今出水稳定达标。

1.3 在锅炉酸洗废液处理中的应用

对电厂锅炉柠檬酸酸洗废液的处理进行了模拟试验研究, 采用反渗透技术和循环方式, 对醋酸纤维素膜、低压复合膜、海水膜等3种反渗透膜的处理效果进行了比较和分析, 得出结论处理效果最好为海水膜, 低压复合膜次之, 醋酸纤维素膜较差;最适合于锅炉酸洗废液反渗透处理的膜是海水膜, 处理方式是循环方式。将反渗透处理技术应用于某火电厂300MW机组锅炉炉前系统柠檬酸酸洗废液的处理, 达到了预期的目的。并认为锅炉柠檬酸酸洗废液最佳处理方式是:酸洗废液先经过反渗透浓缩处理后, 其反渗透出水可以达标排放或回收利用;其浓缩液经除铁后喷雾干燥回收柠檬酸钠盐。这样的处理工艺, 可以彻底解决锅炉酸洗废液污染环境的问题, 具有较好的经济和社会效益。

采用化学预处理一膜法处理电厂锅炉EDTA清洗废水, 首先, 加入NaOH溶液将废水pH值调至13以上去除金属离子, 然后, 用硫酸将滤液pH值调至0.5以下以析出EDTA, 再用纳滤和反渗透系统净化滤液以使出水达到排放要求。该工艺可考虑采用电厂纯水生产系统报废的反渗透膜件, 将处理成本降低至厂家可承受的范围内, 具有很好的推广应用前景。

1.4 在电厂综合废水处理回用中的应用

作为全国废水零排放工程, 某电厂废水治理系统分为废水回收和废水处理2个部分。废水回收包括生活污水、酸及碱废水、凝结水精处理捧水、挣却水塔检修时排水、主厂房地面冲洗水和杂用水的回收系统, 回收后的废水用于除灰、渣或经处理后回用。废水处理包括弱酸处理、反渗透和外排系统, 通过上述3种方式, 使电厂废水再生, 重复使用。通过废水的回收和处理实现了废水的零排放。其中反渗透出水直接作为锅炉补给水的原水来使用, 大大节约了清水的使用量。该工程投产后年节水量多达1400多万t。这节约的新鲜水, 能家企业一年够满足一个50万人口的城市整整一年的生活需要。为了提高废水的可用率以利于节水降耗和环保, 某发电厂应用BMF和两相流专利技术、超滤及反渗透膜技术建立了废水处理系统, 将产品水作为锅炉给水、循环冷却水、热网水和消防水等使用, 实现了废水回用零排, 取得了较好的效益。该发电厂废水零排放系统的建立做到了当年设计、当年施工、当年投产。生成的产品水冬季用来作为热网补充水, 夏季作为锅炉和循环水补水 (这一补水是经三级深度处理后的产品水) , 反渗透产生的浓缩水用于消防水的补充水、燃料煤场和输煤栈道降尘喷淋以及飞灰的加湿。平均节约工业水超过了100t/h, 冬季补给热网80t/h (超过设计出力) , 夏季补水塔80t/h (超过设计出力) , 以及制备反渗透产品水60t/h补给锅炉, 平均回收废水超过70万t/a。其中, 反渗透出水除盐率达到97%, 直接通过离子交换后作为锅炉给水来使用。这样不仅节约了水资源, 同时也降低了锅炉补给水系统的投资, 可谓是一举两得。

2 反渗透技术在污水处理应用中存在的问题

由于污水的水质差, 污染物成分复杂, 极易导致反渗透的膜污染现象的出现, 造成系统的脱盐率下降, 产水率下降, 影响系统正常运行。为了解决这一问题, 目前常采用的方法是对膜进行定期清洗和再生。但是经常性的对反渗透膜进行清洗和再生对膜的寿命有较大的影响, 同时也增加了运行成本。如何减少膜污染现象的出现呢? (1) 从源头堵截, 加强对反渗透水源的预处理研究, 对具体工艺要结合电厂水质实际, 在设计前要做好小试和中试, 达到反渗透进水水质完全达标; (2) 在实际运行过程中要不断摸索最佳工艺条件, 改进运行参数, 最终达到优化运行; (3) 适当增加反渗透进水级出水水质的检测指标, 如细菌指标等, 与正常的清水相比, 污废水中细菌含量要大于得多, 而细菌在反渗透膜中的孳生是导致膜污染的一个重要原因, 因而, 可以定期检测反渗透进出水的细菌指标等参数, 通过具体实践确定一个进出水的细菌指标等参数是有效防止膜污染的方法之一; (4) 通过对膜材料改性及其抗污染机理的研究, 增加膜的抗污染性能, 从而在根本上解决膜污染的问题。

3 动态与展望

目前, 反渗透在电厂废水处理中的主要应用集中在循环水排污水的处理及城市中水处理供电厂用水两个方面, 技术相对成熟, 出水水质等指标稳定。

上述两种应用中的经济分析可以看出, 经济效益十分明显。而其他方面的应用还处于起步或是实验阶段。

4 结束语

在我国近几年的新建机组中, 反渗透作为锅炉补给水处理系统中的预脱盐设备及主要脱盐设备已被广泛采用, 但在废水处理中, 反渗透技术还处于一个应用起步和推广阶段, 其主要原因有反渗透膜的造价高, 寿命相对较短等因素的制约, 同时也与废水来源的多样性和复杂性、预处理技术亟待完善及运行经验不足等综合因素的影响, 从而阻碍了反渗透技术在电厂废水处理中的广泛应用。但随着膜材料改性及其抗污染机理的研究取得重要进展及其制造成本的不断下降, 以及运行经验的不断积累, 反渗透的投资和运行费用会不断降低, 因此, 反渗透技术在我国电厂废水处理中的应用必将越来越普遍。

摘要：近年来, 随着环保要求越来越高, 废水的排放指标越来越严格, 电厂的废水处理成本逐年提高, 处理电厂如此大量的废水费用相当可观。本文就反渗透技术在火电厂废水处理方面的进展进行了叙述。

关键词：火电厂,污水处理,现状,展望

参考文献