申请日2018.10.17
公开(公告)日2019.02.01
IPC分类号C02F9/10
摘要
本发明公开了一种粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其包括：(1)将粘胶纤维酸性废水集中收集至原水池，依次进行吹脱和/或搅拌、过滤，脱除粘胶纤维酸性废水中的胶体物质和悬浮物，降低废水浊度以及H2S、CS2等的含量，得到淡黄色预处理液;(2)所述淡黄色预处理液经冷却、超滤、反渗透，得到无色反渗透产水和橙黄色反渗透浓水，再向橙黄色反渗透浓水内添加活性炭进行吸附、澄清，脱除其中的COD等，得到无色酸性浓水;(3)所述无色酸性浓水经过蒸发结晶，得到可回用的酸液和硫酸钠。本发明可以实现对粘胶纤维行业酸性废水的近零排放和其中酸、盐等的资源化利用，同时实现工业水回用，不仅绿色环保，而且可以有效节约企业生产成本。
权利要求书
1.一种粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其特征在于包括如下步骤：
预处理步骤，包括：将粘胶纤维酸性废水集中收集至原水池，依次进行吹脱和/或搅拌、一次以上的过滤处理，从而脱除废水中的至少部分的胶体物质和悬浮物，降低废水的浊度以及酸性气体含量，得到淡黄色预处理液;
膜浓缩步骤，包括：对所述淡黄色预处理液依次进行冷却、超滤、反渗透、活性炭吸附、澄清处理，得到无色反渗透产水和无色酸性浓水;
蒸发结晶步骤，包括：对所述无色酸性浓水进行蒸发结晶处理，获得可回用的酸液和硫酸钠。
2.根据权利要求1所述粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其特征在于：所述粘胶纤维酸性废水包含硫酸、硫酸钠、硫酸锌、硫酸铝，并且所述粘胶纤维酸性废水的水温为70～98℃，COD含量≥1000mg/L。
3.根据权利要求1所述粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其特征在于，所述的预处理步骤具体包括：将粘胶纤维酸性废水用泵输送至原水池集中收集，溢流进入吹脱池，充分曝气后，溢流至搅拌池，经充分搅拌后，再输送至一个以上的耐酸过滤器进行一次以上的过滤处理，使废水的浊度达到超滤系统对进水条件的要求，得到淡黄色预处理液;其中，所述的耐酸过滤器包括石英砂过滤器、一级或多级微孔过滤器、丝束过滤器中的任意一种或多种的组合。
4.根据权利要求3所述粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其特征在于：所述原水池、吹脱池和搅拌池均为耐酸水池;和/或，所述酸性气体主要含有H2S、CS2及水气;和/或，所述的预处理步骤还包括：在所述吹脱池内设置多个隔板，用以减少水流的返混，并保证原水吹脱时间≥0.5h，以及，在所述吹脱池顶设置集气罩，用于酸性气体的收集;和/或，所述的预处理步骤还包括：在所述搅拌池内设置多个隔板，用以减少水流的返混，以及，在所述搅拌池上方设置多个搅拌器，并保证原水搅拌时间为0.5～6h。
5.根据权利要求1所述的处理方法，其特征在于，所述的膜浓缩步骤具体包括：通过冷却器将淡黄色预处理液冷却至25～50℃，之后输至超滤膜系统进行超滤，所获超滤液经反渗透系统反渗透，得到无色反渗透产水和橙黄色反渗透浓水，之后将橙黄色反渗透浓水经活性炭吸附COD及澄清处理，得到无色酸性浓水。
6.根据权利要求5所述粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其特征在于，所述超滤的方式包括错流或死端方式，其中采用的超滤膜元件包括管式、板式、碟式、卷式或毛细管式膜元件;和/或，所述超滤系统包括通过管道连通的UF进水罐、UF进水泵、UF保安过滤器、UF膜单元、UF循环泵和UF产水罐;经冷却后的淡黄色预处理液依次经过UF进水罐、UF进水泵和UF保安过滤器后进入UF膜单元，从而获得反渗透进水要求的超滤液;和/或，所述反渗透系统包括通过管道连通的保安过滤器、反渗透高压泵、RO膜单元、RO产水罐和RO浓水罐，所述的超滤液依次经过保安过滤器和反渗透高压泵后进入RO膜单元，所获无色反渗透产水进入RO产水罐，橙黄色反渗透浓水进入RO浓水罐;和/或，所述反渗透的操作压力控制在5～16MPaG，浓水终点盐浓度在110000mg/L～300000mg/L。
7.根据权利要求5所述粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其特征在于，所述的膜浓缩步骤还包括：向所述橙黄色反渗透浓水内加入活性炭进行吸附，吸附时间≥0.25h，从而去除其中的COD;和/或，在完成以活性炭吸附所述橙黄色反渗透浓水内COD的操作后，对使用后的活性炭进行再生处理;和/或，所述澄清处理中采用的澄清池为耐酸水池，所述澄清池底部设置有刮泥机，用于将池底沉淀物及时收集至池底部中心，并且所述澄清池是间歇操作或连续操作的。
8.根据权利要求1所述粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其特征在于还包括：在预处理步骤、膜浓缩步骤和蒸发结晶步骤中的任一者中采用活性炭吸附酸性废水中的COD。
9.根据权利要求1所述粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其特征在于，所述的蒸发结晶步骤包括：采用热结晶法或冷结晶法对无色酸性浓水进行蒸发结晶处理，从而提取出其中的硫酸钠;所述热结晶法的温度控制在32.8℃以上，硫酸钠以无结晶水形式析出，所述冷结晶法的温度控制在32.8℃以下，硫酸钠以芒硝形式析出。
10.根据权利要求1所述粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其特征在于：所述蒸发结晶处理的方式包括MVR蒸发、多效蒸发或多级真空闪蒸。
说明书
一种粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法
技术领域
本发明涉及一种废水处理方法，特别涉及一种粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法。
背景技术
目前，粘胶纤维工厂排放的酸性废水主要来自纺炼车间和酸站等，酸性废水含有硫酸、硫酸钠、硫酸锌、硫酸铝、二硫化碳、硫化氢、溶解性有机物、悬浮物等。比较传统的处理方式是：酸性废水排放至污水处理厂，与碱性废水进行混合，混合后的废水PH值被调整至弱碱性，以脱除废水中的硫酸锌，生成氢氧化锌固体沉淀，而含有大量盐的废水再经过物化和生化两级处理，处理后的废水上清液外排。传统处理方法将酸性废水中的有用组分转化成粘胶企业不需要的盐，硫酸和硫酸锌等有用物质被浪费的同时，也造成大量水资源的浪费，导致企业资源和能量的额外消耗。
发明内容
本发明的主要目的在于提供一种粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，从而克服了现有技术中的不足。
为实现前述发明目的，本发明采用的技术方案包括：
本发明实施例提供了一种粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法，其包括如下步骤：
预处理步骤，包括：将粘胶纤维酸性废水集中收集至原水池，依次进行吹脱和/或搅拌、一次以上的过滤处理，从而脱除废水中的至少部分的胶体物质和悬浮物，降低废水的浊度以及酸性气体含量，得到淡黄色预处理液;
膜浓缩步骤，包括：对所述淡黄色预处理液依次进行冷却、超滤、反渗透、活性炭吸附、澄清处理，得到无色反渗透产水和无色酸性浓水;
蒸发结晶步骤，包括：对所述无色酸性浓水进行蒸发结晶处理，获得可回用的酸液和硫酸钠。在一些较为具体的实施方案中，所述的预处理步骤具体包括：将粘胶纤维酸性废水用泵输送至原水池集中收集，溢流进入吹脱池，充分曝气后，溢流至搅拌池，经充分搅拌后，再输送至一个以上的耐酸过滤器进行一次以上的过滤处理，使废水的浊度达到超滤系统对进水条件的要求，得到淡黄色预处理液;其中，所述的耐酸过滤器包括石英砂过滤器、一级或多级微孔过滤器、丝束过滤器中的任意一种或多种的组合，且不限于此。
在一些较为具体的实施方案中，所述的膜浓缩步骤具体包括：通过冷却器将淡黄色预处理液冷却至25～50℃，之后输至超滤膜系统进行超滤，所获超滤液经反渗透系统反渗透，得到无色反渗透产水和橙黄色反渗透浓水，之后将橙黄色反渗透浓水经活性炭吸附COD及澄清处理，得到无色酸性浓水。
在一些较为具体的实施方案中，所述粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法还可包括：在预处理步骤、膜浓缩步骤和蒸发结晶步骤中的任一者中采用活性炭吸附酸性废水中的COD。在一些较为具体的实施方案中，所述的蒸发结晶步骤包括：采用热结晶法或冷结晶法对无色酸性浓水进行蒸发结晶处理，从而提取出其中的硫酸钠;所述热结晶法的温度控制在32.8℃以上，硫酸钠以无结晶水形式析出，所述冷结晶法的温度控制在32.8℃以下，硫酸钠以芒硝形式析出。
较之现有技术，本发明可以实现对粘胶纤维行业酸性废水的近零排放和其中酸、盐等的资源化利用，同时实现工业水回用，不仅绿色环保，而且可以有效节约企业生产成本，提高企业经济效益。
具体实施方式
如前所述，鉴于现有技术的不足，本案发明人经长期研究和大量实践，得以提出本发明的技术方案。下面将对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
本发明实施例提供的一种粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法包括如下步骤：
预处理步骤，包括：将粘胶纤维酸性废水集中收集至原水池，依次进行吹脱和/或搅拌、一次以上的过滤处理，从而脱除废水中的至少部分的胶体物质和悬浮物，降低废水的浊度以及酸性气体含量，得到淡黄色预处理液;
膜浓缩步骤，包括：对所述淡黄色预处理液依次进行冷却、超滤、反渗透、活性炭吸附、澄清处理，得到无色反渗透产水和无色酸性浓水;
蒸发结晶步骤，包括：对所述无色酸性浓水进行蒸发结晶处理，获得可回用的酸液和硫酸钠。进一步地，所述粘胶纤维酸性废水包含硫酸、硫酸钠、硫酸锌、硫酸铝等物质中的任意一种或多种的组合，并且所述粘胶纤维酸性废水的水温为70～98℃，COD含量≥1000mg/L。
例如，所述粘胶纤维酸性废水可以是来源于纺练车间的冲毛水和酸站排放废水等，但不限于此。
进一步的，本发明的粘胶纤维酸性废水有如下特征：
(1)酸性水的原水温度由90℃快速冷却至25℃后，原水的浊度不会因为温度的变化而出现较大变化，即：不会因温度降低，而导致部分溶解物质析出。
(2)酸性水的原水在静置1～8小时，浊度随时间延长由10NTU左右增大至45NTU左右，但没有沉淀物;静置24小时左右观察底部仍没有沉淀，原水由清澈透亮状态变为暗淡浑浊状态。
(3)酸性水的原水在静置较长的时间后，如静置48小时左右，察底部有很细的沉淀物，经充分晃动原水变为暗淡浑浊状态，加热至原水温度后仍为暗淡浑浊状态，再经长时间静置会出现块状沉淀。
(4)酸性水的原水经吹脱、搅拌促进极细小悬浮物的析出，液体浊度依次增大;此外，搅拌后的酸性废水静置1～8小时浊度没有明显变化，并且在经济可行的澄清时间内(≤8小时)液体没有澄清效果，增加澄清至24～48小时，澄清池底部才可见极细碎沉淀物，因此在搅拌后，在经济可行的时间内(≤8小时)澄清对极细小悬浮物和沉淀悬浮物的析出没有明显效果。在一些较为具体的实施方案中，所述的预处理步骤具体包括：将粘胶纤维酸性废水用泵输送至原水池集中收集，溢流进入吹脱池，充分曝气后，溢流至搅拌池，经充分搅拌后，再输送至一个以上的耐酸过滤器进行一次以上的过滤处理，使废水的浊度降至≤15NTU，得到淡黄色预处理液。
其中，所述的耐酸过滤器包括石英砂过滤器、一级或多级微孔过滤器、丝束过滤器中的任意一种或多种的组合，但不限于此。
进一步地，可以将粘胶纤维酸性废水用泵输送至原水池集中收集，溢流进入吹脱池，充分曝气后，溢流至搅拌池;搅拌一定时间后，用泵输送至石英砂过滤器、一级或多级微孔过滤器，也可用丝束过滤器等耐酸过滤器，将浊度降至≤15NTU，得到淡黄色预处理液。
进一步地，所述原水池、吹脱池和搅拌池均为耐酸水池。
在一些较为具体的实施方案中，所述的预处理步骤还包括：在所述吹脱池内设置多个隔板，用以减少水流的返混，并保证原水吹脱时间≥0.5h，以及，在所述吹脱池顶设置集气罩，用于酸性气体的收集。
进一步地，所述酸性气体主要含有H2S、CS2、水气等。
在一些较为具体的实施方案中，所述的预处理步骤还包括：在所述搅拌池内设置多个隔板，用以减少水流的返混，以及，在所述搅拌池上方设置多个搅拌器，并保证原水搅拌时间为0.5～6h。
其中，通过在所述吹脱池中设置多处隔板，尽量减少水流的返混，保证原水吹脱时间≥0.5h，将溶解在水中的H2S、CS2等物质带出，吹脱池顶设置有集气罩，用于酸性气体的收集。
以及，其中通过在所述搅拌池中设置多处隔板，尽量减少水流的返混，池子上方设置若干搅拌器，保证原水搅拌时间为0.5～6h左右。
更进一步地，所述吹脱池的设置，能够将溶解在酸性废水中的大部分硫化氢、二硫化碳脱除，这大大降低了步骤(1)预处理液中硫化物的含量，有效减少了去往下游反渗透和蒸发结晶器的硫，极大延长反渗透膜的使用寿命及增加了蒸发结晶器的传热效率;鼓入池中的空气有两个作用：一是空气中的氧气可以与硫化氢反应，生成单质硫;二是空气可以将溶解的硫化氢和二硫化碳从水中带出;吹脱过程中气水比不同，所需吹脱时间也会不同。
进一步地，所述一级或多级微孔过滤器过滤精度为1～10μm，过滤精度可根据浊度要求调整，微孔过滤器后滤液浊度≤15NTU，可根据不同超滤系统对进水条件的要求，调整适合的浊度范围。
在一些较为具体的实施方案中，所述的膜浓缩步骤具体包括：通过冷却器将淡黄色预处理液冷却至25～50℃，得到温度适宜的预处理液，之后输至超滤膜系统进行超滤，所获超滤液经反渗透系统反渗透，得到无色反渗透产水和橙黄色反渗透浓水，之后将橙黄色反渗透浓水经活性炭吸附COD及澄清处理，得到无色酸性浓水。
进一步地，所述冷却器的位置和级数并不受限制，预处理液达到适宜温度即可。例如，可在原水池前加冷却器，与膜浓缩单元得到的无色酸性浓水进行换热，实现原水热量利用，如果预处理液温度仍高，可在预处理后再加一级冷却器。
更具体地讲，本发明中，所述预处理液通过冷却器将酸性废水冷却至25～50℃，得到温度适宜的预处理液，所述适宜温度为适宜膜处理的温度。粘胶纤维酸性废水温度较高，不宜直接进入膜分离系统，酸性废水虽经过原水池、吹脱池、搅拌池进行自然降温，但温度仍然比较高，因而在超滤系统前设置冷却器进行降温。
进一步地，所述超滤的方式包括错流或死端方式，其中采用的超滤膜元件包括管式、板式、碟式、卷式或毛细管式膜元件，且均不限于此。
进一步地，所述超滤系统包括通过管道连通的UF进水罐、UF进水泵、UF保安过滤器、UF膜单元、UF循环泵和UF产水罐;经冷却后的淡黄色预处理液依次经过UF进水罐、UF进水泵和UF保安过滤器后进入UF膜单元，经其中的超滤膜过滤后，分离出较大分子悬浮物，从而获得反渗透进水要求的超滤液。
进一步地，所述反渗透系统包括通过管道连通的保安过滤器、反渗透高压泵、RO膜单元、RO产水罐和RO浓水罐，所述的超滤液依次经过保安过滤器和反渗透高压泵后进入RO膜单元(包括一段或多段RO反渗透膜堆)，所获无色反渗透产水(反渗透产水)进入RO产水罐，橙黄色反渗透浓水(RO浓水)进入RO浓水罐。
进一步地，所述反渗透的操作压力控制在5～16MPaG，浓水终点盐浓度在110000mg/L～300000mg/L。满足经济性、可行性反渗透系统的操作压力可进一步提高，得到更高盐浓度，高的终点盐浓度可减少蒸发结晶装置负荷，降低设备一次投资成本和装置操作费用。
在一些较为具体的实施方案中，所述的膜浓缩步骤还包括：向所述橙黄色反渗透浓水内加入活性炭进行吸附，吸附时间≥0.25h，从而去除其中的COD。在吸附过程中，还可加搅拌器搅拌，活性炭吸附时间可根据炭吸附效果增加或减少，此过程除去COD。
在一些较为具体的实施方案中，所述的膜浓缩步骤还包括：在完成以活性炭吸附所述橙黄色反渗透浓水内COD的操作后，对使用后的活性炭进行再生处理，实现活性炭多次使用。
在本发明中，活性炭吸附脱除COD有如下作用和特点:
(1)脱除COD可防止下游蒸发结晶器结垢及降低溶液沸点升高的幅度。如若下游蒸发结晶器结垢，可用适量碱液进行清洗。
(2)脱除COD防止颜色富集，保证粘胶纤维产品质量。
进一步地，本发明选择在反渗透浓水处加活性炭是出于吸附效果和经济性考虑，并不排除可以在其他位置加活性炭。例如，在一些实施方案中，所述粘胶纤维酸性废水资源化利用的处理方法还包括：在预处理步骤、膜浓缩步骤和蒸发结晶步骤中的任一者中采用活性炭吸附酸性废水中的COD。
进一步地，所述澄清处理中采用的澄清池为耐酸水池，所述澄清池底部设置有刮泥机，刮泥机可以间歇操作，用于将池底沉淀物及时收集至池底部中心，并且所述澄清池是间歇操作或连续操作的。其中，间歇操作可保证酸性废水完全静置，无论是连续操作还是间歇操作，根据澄清效果和经济性确定澄清的必要时间。
在一些较为具体的实施方案中，所述的蒸发结晶步骤包括：采用热结晶法或冷结晶法对无色酸性浓水进行蒸发结晶处理，从而提取出其中的硫酸钠;所述热结晶法的温度控制在32.8℃以上，硫酸钠以无结晶水形式析出，所述冷结晶法的温度控制在32.8℃以下，硫酸钠以芒硝形式析出。
进一步地，所述蒸发结晶处理的方式包括MVR蒸发、多效蒸发或多级真空闪蒸等，但不限于此。
本发明实现了对粘胶纤维行业酸性废水的近零排放和资源化利用，回收酸性废水中酸、盐的同时实现工业水回用，实现绿色生产的同时为生产企业带来良好经济效益，且对粘胶纤维行业酸性废水“废物资源化”处理工作具有实践和指导意义。以下结合一些更为具体的实施例对本发明的技术方案作更为详尽地说明。
如下实施例所处理的酸性废水是粘胶纤维工厂纺练车间排放的夹带酸浴的纤维冲洗水，排放位置在纤维切断后，水温70～98℃，主要含有硫酸、硫酸钠、硫酸锌、硫酸铝、二硫化碳、硫化氢、溶解性有机物、悬浮物等，COD含量≥1000mg/L。
如下实施例中采用的废水处理方法包括：将粘胶纤维酸性废水收集至原水池，溢流至吹脱池(吹脱2h)，之后溢流至搅拌池(搅拌2h)，然后由泵输送至石英砂过滤器、一级微孔过滤器(过滤精度10μm)和二级微孔过滤器(过滤精度1μm)，将悬浮物过滤去除，降低酸性水的悬浮物含量和浊度;再经过超滤膜系统，进一步脱除细小的悬浮物，超滤膜产水进入RO反渗透系统，由一、二、三段反渗透产出的淡水进入RO产水罐，由三段反渗透产出的浓水进入RO浓水罐;RO浓水再经活性炭吸附池(搅拌0.5h)，投加浓缩液质量的6/10000～15/10000(约相当于原水质量的2/10000～5/10000)的活性炭粉，脱除COD，充分静置澄清后进入蒸发结晶装置，经过蒸发结晶装置得到可回用酸液和硫酸钠。预处理单元的原理是：酸性废水中溶解的纤维及半纤维、不溶的细小固体颗粒等物质，在吹脱和搅拌过程中激烈碰撞，一部分物质能够形成大的胶团而从溶解态析出，一部分物质在氧存在的情况下发生一定的氧化反应形成较大的固体悬浮物，同时将废水中的硫化氢、二硫化碳吹脱出来，析出的胶团和产生的固体悬浮物通过石英砂过滤器和微孔过滤器被拦截下来，降低废水浊度以及其中硫化氢、二硫化碳的含量。超滤的原理是：一定压力下，酸性废水经超滤膜过滤后，分离出较大分子悬浮物，超滤后酸性废水满足反渗透进水要求。反渗透的原理是：利用反渗透膜，在酸性水进水侧施加一定压力，使水分子透过反渗透膜进入产水侧，而除水分子以外的物质极少量透过反渗透膜。活性炭吸附原理：利用活性炭多孔结构吸附溶解性有机物。蒸发结晶原理：蒸发水分使溶液中的硫酸钠过饱和析出，得到可回用酸液和硫酸钠。
实施例1：将70～98℃的前述酸性废水集中到原水池后，溢流至吹脱池中，酸性废水中溶解的硫化氢和二硫化碳会被鼓入水中的空气带出，吹脱2h，之后溢流至搅拌池，通过搅拌促进悬浮物析出，搅拌2h，浊度从10NTU升至50NTU;然后由泵输送至石英砂过滤器和一级或多级微孔过滤器，脱除固体悬浮物和小胶团，酸性废水的浊度从50NTU降至10NTU以下，溶解的硫化氢和二硫化碳总量由4～12mg/L降至0.3mg/L以下。
实施例2：将70～98℃的前述酸性废水集中到原水池后，溢流至吹脱池中，酸性废水中溶解的硫化氢和二硫化碳会被鼓入水中的空气带出，吹脱2h，之后溢流至搅拌池，通过搅拌促进悬浮物析出，搅拌1h，浊度从10NTU升至50NTU;然后由泵输送至石英砂过滤器和一级或多级微孔过滤器，脱除固体悬浮物和小胶团，酸性废水的浊度从50NTU降至10NTU以下，溶解的硫化氢和二硫化碳总量由4～12mg/L降至0.3mg/L以下。
实施例3：将70～98℃的前述酸性废水集中到原水池后，溢流至吹脱池中，酸性废水中溶解的硫化氢和二硫化碳会被鼓入水中的空气带出，吹脱2h，之后溢流至搅拌池，通过搅拌促进悬浮物析出，搅拌2.5h，浊度从10NTU升至50NTU;然后由泵输送至石英砂过滤器和一级或多级微孔过滤器，脱除固体悬浮物和小胶团，酸性废水的浊度从50NTU降至10NTU以下，溶解的硫化氢和二硫化碳总量由4～12mg/L降至0.3mg/L以下。
实施例4：对前述的酸性废水进行预处理、超滤后，将所获的200L超滤产水经6MPaG、8MPaG、10MPaG三段反渗透进行浓缩实验，全盐量由60000mg/L～85000mg/L经三段浓缩至205000mg/L～240000mg/L;此三段浓缩处理各段产水率较经济合理，有利于节约反渗透设备投资，且最终盐浓缩浓度高，减少蒸发结晶装置负荷，降低设备一次投资成本和装置操作费用。
实施例5：对前述的酸性废水进行预处理、超滤、反渗透后，再将活性炭粉投加在所获反渗透浓缩液中，搅拌30min，对COD的去除量为600mg/g～1000mg/g，投加质量为浓缩液质量的6/10000～15/10000(约相当于原水质量的2/10000～5/10000)，可除尽有色COD和部分无色COD。
对比例1：将70～98℃的前述酸性水收集至原水池后，不进行任何处理，浊度为10NTU，溶解的硫化氢和二硫化碳总量为4～12mg/L。
对比例2：将70～98℃的前述酸性水收集后直接静置6h，不经过吹脱和搅拌，酸性废水的浊度为40～50NTU，溶解的硫化氢和二硫化碳总量4～12mg/L。
对比例3：将70～98℃的前述酸性水收集后吹脱1h，直接静置4h，不经过搅拌，酸性废水的浊度为40～50NTU左右，溶解的硫化氢和二硫化碳总量不大于0.3～1.5mg/L。
对比例4：将70～98℃的酸性水收集后搅拌1.5h，直接静置4h，不经过吹脱，酸性废水的40～50NTU，溶解的硫化氢和二硫化碳总量2～4.5mg/L。
对比例5：参阅前述实施例，对前述的酸性废水进行预处理、超滤后，将所获200L超滤产水经5MPaG一段反渗透进行浓缩实验，全盐量由60000mg/L～85000mg/L浓缩至110000mg/L～135000mg/L;此一段处理浓水终点盐浓度较低，后续蒸发结晶装置负荷大，设备一次投资成本和装置操作费用大。
对比例6：参阅前述实施例，对前述的酸性废水进行预处理、超滤后，将所获200L超滤产水经6MPaG一段反渗透进行浓缩实验，全盐量由60000mg/L～85000mg/L浓缩至140000mg/L～170000mg/L;此一段处理浓水终点盐浓度较低，后续蒸发结晶装置负荷大，设备一次投资成本和装置操作费用大。
对比例7：参阅前述实施例，对前述的酸性废水进行预处理、超滤后，将所获200L超滤产水经7MPaG一段反渗透进行浓缩实验，全盐量由60000mg/L～85000mg/L浓缩至170000mg/L～190000mg/L;此一段处理浓水终点盐浓度略低，后续蒸发结晶装置负荷较大，设备一次投资成本和装置操作费用较大，且反渗透设备投资较大。
对比例8：参阅前述实施例，对前述的酸性废水进行预处理、超滤后，将所获200L超滤产水经8MPaG一段反渗透进行浓缩实验，全盐量由60000mg/L～85000mg/L浓缩至185000mg/L～205000mg/L;此一段处理浓水终点盐浓度略低，后续蒸发结晶装置负荷较大，设备一次投资成本和装置操作费用较大，且反渗透设备投资较大。
对比例9：参阅前述实施例，对前述的酸性废水进行预处理、超滤后，将所获200L超滤产水经9MPaG一段反渗透进行浓缩实验，全盐量由60000mg/L～85000mg/L浓缩至195000mg/L～215000mg/L;此一段处理浓水终点盐浓度略低，后续蒸发结晶装置负荷较大，设备一次投资成本和装置操作费用较大，且反渗透设备投资较大。
对比例10：参阅前述实施例，对前述的酸性废水进行预处理、超滤后，将所获200L超滤产水经10MPaG一段反渗透进行浓缩实验，全盐量由60000mg/L～85000mg/L浓缩至205000mg/L～240000mg/L;此一段处理浓水终点盐浓度高，可减少后续蒸发结晶装置负荷，降低设备一次投资成本和装置操作费用，但反渗透设备投资较大。
对比例11：参阅前述实施例，对前述的酸性废水进行预处理、超滤后，将相同的活性炭粉投加在超滤产水中，搅拌30min，对COD的去除量为200mg/g～300mg/g。
需要说明的是，以上所述实施例的各技术特征可以进行任意的组合，为使描述简洁，未对上述实施例中的各个技术特征所有可能的组合都进行描述，然而，只要这些技术特征的组合不存在矛盾，都应当认为是本说明书记载的范围。
以上所述实施例仅表达了本发明的几种实施方式，其描述较为具体和详细，但并不能因此而理解为对发明专利范围的限制。应当指出的是，对于本领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干变形和改进，这些都属于本发明的保护范围。因此，本发明专利的保护范围应以所附权利要求为准。