申请日2016.09.30
公开(公告)日2016.12.21
IPC分类号C02F9/06
摘要
本发明属于水处理领域，具体涉及到一种燃煤电厂脱硫废水均相离子交换膜电渗析减量化处理工艺。包括以下步骤：(1)将脱硫废水通过管式微滤装置过滤，(2)将步骤(1)获得的澄清脱硫废水通过反渗透装置进行预浓缩，(3)将步骤(2)获得的反渗透淡水返回脱硫塔，(4)将步骤(2)获得的预浓缩后的脱硫废水通过第一级电渗析装置进行初步浓缩，得到初步浓缩后的脱硫废水，(5)将步骤(4)获得的第一级电渗析淡水返回第一调节罐，(6)将步骤(4)获得的初步浓缩后的脱硫废水从第一浓水罐抽入第三调节罐，再通过第二级电渗析装置进行深度浓缩，得到深度浓缩后的脱硫废水，深度浓缩后的脱硫废水流入第二浓水罐，实现脱硫废水的减量化处理。
权利要求书
1.一种燃煤电厂脱硫废水均相离子交换膜电渗析减量化处理工艺，其特征在于所述的工艺过程包括：
(1)将常规处理后的脱硫废水，通过管式微滤装置过滤，去除悬浮物等杂质，得到澄清脱硫废水，澄清脱硫废水流入第一调节罐中;
(2)将步骤(1)获得的澄清脱硫废水通过反渗透装置进行预浓缩，得到盐浓度2.8-3.3%的预浓缩后的脱硫废水和反渗透淡水，预浓缩后的脱硫废水抽入第二调节罐中;
(3)将步骤(2)获得的反渗透淡水返回脱硫塔，用于烟气脱硫;
(4)将步骤(2)的第二调节罐中注满液体，则第二调节罐向第一浓水罐注入液体，当第一浓水罐中注满液体，启动第一级电渗析装置进行初步浓缩，当第一浓水罐中的盐浓度达到9.5-10%时，关闭第一级电渗析装置，得到盐浓度9.5-10%的初步浓缩后的脱硫废水和第一级电渗析淡水;
(5)将步骤(4)获得的第一级电渗析淡水返回第一调节罐;
(6)将步骤(4)获得的初步浓缩后的脱硫废水从第一浓水罐抽入第三调节罐，当第三调节罐中注满液体，则第三调节罐向第二浓水罐注入液体，当第二浓水罐中注满液体，启动第二级电渗析装置进行深度浓缩，当第二浓水罐中的盐浓度≥15%时，关闭第二级电渗析装置，得到盐浓度≥15%的深度浓缩后的脱硫废水，深度浓缩后的脱硫废水外排，实现脱硫废水的减量化处理。
2.根据权利要求1所述的燃煤电厂脱硫废水均相离子交换膜电渗析减量化处理工艺，其特征在于：所述步骤(6)中，第二级电渗析装置产水还包括第二级电渗析淡水，该第二级电渗析淡水返回第三调节罐。
3.根据权利要求1所述的燃煤电厂脱硫废水均相离子交换膜电渗析减量化处理工艺，其特征在于：所述第一级电渗析装置和第二级电渗析装置采用均相离子交换膜，膜的面电阻2-3Ω·cm2，膜的离子选择透过性为90-95%，第一级电渗析装置和第二级电渗析装置的电流效率75-85%，脱盐率70-90%，均采用自动频繁倒极方式，倒极频率为次/30min，第一级电渗析装置和第二级电渗析装置共用极水罐，极水罐连接了盐酸罐进行自动加酸，极水的pH值为3.5-4，以防止极室产生结垢。
4.根据权利要求1所述的燃煤电厂脱硫废水均相离子交换膜电渗析减量化处理工艺，其特征在于：预浓缩后的脱硫废水通过第一级电渗析装置进行初步浓缩，第二调节罐容量为第一浓水罐容量的15-20倍，料液流速3-4cm/sec，平均电流密度450-550A/cm2，第一浓水罐由液位和电导率控制，电导率达到125mS/cm时，第一浓水罐中的初步浓缩后的脱硫废水进入第三调节罐，通过第二级电渗析装置进行深度浓缩;第三调节罐的容量为第二浓水罐容量的20-30倍，料液流速4-5cm/sec，平均电流密度550-700A/cm2，第二浓水罐由液位和电导率控制，电导率达到170mS/cm时，第二浓水罐中的深度浓缩后的脱硫废水为减量化处理的产品，总减量程度75-90%，后续进入蒸发结晶工艺环节。
说明书
一种燃煤电厂脱硫废水均相离子交换膜电渗析减量化处理工艺
技术领域
本发明属于水处理领域，具体涉及到一种燃煤电厂脱硫废水均相离子交换膜电渗析减量化处理工艺。
背景技术
我国90%以上的燃煤电厂采用石灰石-石膏法脱硫工艺，过程中会产生大量的脱硫废水，需进行处理。
脱硫废水的常规处理工艺为“中和——沉淀——混凝”，处理后的脱硫废水可达到国家有关排放标准。但这些水体中存在大量的无机盐，盐含量一般为2-3.5%(质量百分比)，环保政策要求逐步对这些高盐废水进行零排放处理。
高盐废水零排放，主要包括浓缩减量和蒸发结晶两个过程。浓缩减量，可用的方法有：反渗透(苦咸水反渗透、海水淡化反渗透、蝶管式反渗透)、正渗透、膜蒸馏和电渗析。
近年来，随着均相离子交换膜制备技术的突破，均相离子交换膜电渗析技术在高盐废水浓缩减量上因其浓缩倍数高、减量化程度高、投资成本和运行成本适中的优点，具有独特优势。
均相离子交换膜具备良好的电化学性能，即低电阻和高渗透选择性。低电阻能够降低运行过程的电压，从而使电渗析过程的运行能耗较低;渗透选择性高使得均相离子交换膜对反离子(与膜固定荷电基团电性相反的离子)具有高渗透性，但基本不透过同离子(与膜固定荷电基团电性相同的离子)，从而使电渗析过程的运行效率较高。均相离子交换膜还具备合适的机械稳定性、化学稳定性和热稳定性。如：能够承受在被安装到电渗析设备过程中的操作应力以及在电渗析过程中膜两侧的水力学压力差，能够在溶液pH值介于2到12之间时保持长期稳定，能够在温度不高于45℃时能保持长期稳定。
近年来，有关电渗析技术在燃煤电厂脱硫废水处理中应用的专利也有报道，如：《一种采用电渗析技术进行电厂脱硫废水零排放处理的方法》(CN201410590054)，采用多级逆流倒极电渗析方法对纳滤产水进行脱盐和浓缩;《一种电厂烟气脱硫废水处理工艺》(CN201410734641)，将澄清滤液用带pH值调节功能的电渗析膜组器进行浓缩：《一种脱硫废水零排放工艺》(CN201510526476)，对脱硫废水用电渗析系统进行浓缩处理。这些工艺，均未涉及均相离子交换膜的应用，未涉及浓缩减量过程的具体工艺及其控制方法。
发明内容
本发明提出的一种燃煤电厂脱硫废水均相离子交换膜电渗析减量化处理工艺，如图1所示，包括以下步骤：(1)将常规处理后的脱硫废水，通过管式微滤装置过滤，去除悬浮物等杂质，得到澄清脱硫废水，澄清脱硫废水流入第一调节罐中。(2)将步骤(1)获得的澄清脱硫废水通过反渗透装置进行预浓缩，得到盐浓度2.8-3.3%(质量百分比)的预浓缩后的脱硫废水和反渗透淡水，预浓缩后的脱硫废水流入第二调节罐中。(3)将步骤(2)获得的反渗透淡水返回脱硫塔，用于烟气脱硫。(4)将步骤(2)的第二调节罐中注满液体，则第二调节罐向第一浓水罐注入液体，当第一浓水罐中注满液体，启动第一级电渗析装置进行初步浓缩，当第一浓水罐中的盐浓度达到9.5-10%时，关闭第一级电渗析装置，得到盐浓度9.5-10%的初步浓缩后的脱硫废水和第一级电渗析淡水。(5)将步骤(4)获得的第一级电渗析淡水返回第一调节罐。(6)将步骤(4)获得的初步浓缩后的脱硫废水从第一浓水罐抽入第三调节罐，当第三调节罐中注满液体，则第三调节罐向第二浓水罐注入液体，当第二浓水罐中注满液体，启动第二级电渗析装置进行深度浓缩，当第二浓水罐中的盐浓度≥15%时，关闭第二级电渗析装置，得到盐浓度≥15%的深度浓缩后的脱硫废水，深度浓缩后的脱硫废水外排，实现脱硫废水的减量化处理。进一步的，步骤(6)中，所述步骤(6)中，第二级电渗析装置产水还包括第二级电渗析淡水，该第二级电渗析淡水返回第三调节罐。
进一步的，所述管式微滤装置过滤，过滤精度为5μm。
进一步的，所述反渗透装置，采用低压抗污染苦咸水反渗透膜元件，进水流道宽度30-40mil，膜通量18-40L/(m2·h)，脱盐率99-99.5%。反渗透浓水盐浓度2.8-3.3%(质量百分比)，实现脱硫废水的预浓缩;反渗透淡水盐浓度≤0.05%(质量百分比)，返回脱硫塔，用于烟气脱硫。
所述第一级电渗析装置和第二级电渗析装置采用均相离子交换膜，膜的面电阻2-3Ω·cm2，膜的离子选择透过性为90-95%。第一级电渗析装置和第二级电渗析装置的电流效率为75-85%，脱盐率70-90%，均采用自动频繁倒极方式，倒极频率为次/30min。第一级电渗析装置和第二级电渗析装置共用极水罐，极水罐连接了盐酸罐进行自动加酸，极水的pH值为3.5-4，以防止极室产生结垢。
进一步的，预浓缩后的脱硫废水通过第一级电渗析装置进行初步浓缩第二调节罐容量为第一浓水罐容量的15-20倍，料液流速3-4cm/sec，平均电流密度450-550A/cm2。第一浓水罐由液位和电导率控制，电导率达到125mS/cm时第一浓水罐中的初步浓缩后的脱硫废水进入第三调节罐。通过第二级电渗析装置进行深度浓缩，第三调节罐容量为第二浓水罐容量的20-30倍，料液流速4-5cm/sec，平均电流密度550-700A/cm2。第二浓水罐由液位和电导率控制，电导率达到170mS/cm时，第二浓水罐中的深度浓缩后的脱硫废水为减量化处理的产品，总减量程度75-90%，后续进入蒸发结晶工艺环节。
本发明与现有技术相比的优点在于：通过两级均相离子交换膜电渗析装置，合理设计料液量比、料液流速和平均电流密度，实现脱硫废水的高倍浓缩和大幅度减量，降低减量化处理过程的能耗，提高减量化处理过程的效率。