作者：赵丽娟1 ， 邵启运2 ， 解清杰2 ( 1． 张家口市城乡建设规划设计院，河北 张家口 075000; 2． 江苏大学 环境与安全工程 学院，江苏 镇江 212013)

摘 要: 以某不锈钢制品企业生产废水为研究对象，针对其酸度高、毒性强、产量大、难处理 的水质特征，设计了以反渗透工艺为核心的基于“预处理 + 反渗透 + MVＲ”组合的零排放工艺。运 行结果表明，在一、二、三段运行压力分别为 1． 2、1． 7、2． 2 MPa 和浓水回流量均为 50% 的条件下， 经过反渗透系统的处理，废水的电导率由 2 075 ～ 2 133 μS /cm 稳定降低至 30 μS /cm 以下; 对 COD、NH3 － N、TN、TP 的平均去除率分别为 88% 、65% 、88% 、97% 以上; 废水回收率基本保持在 87% ～ 92% 之间，系统总脱盐率达到 98% 以上。零排放系统总的运行费用为 56． 83 元/m3 ，反渗透 系统的运行费用为 5． 35 元/m3 ，综合收益达 13． 08 万元/年。

关键词: 反渗透; 不锈钢制品生产废水; 零排放

不锈钢制品生产废水酸度高、毒性强、产量大、 难处理，对环境和人类健康的威胁很大［1 － 3］。从经 济成本和环境保护角度出发，结合某不锈钢制品企 业生产废水的特点，笔者设计了以反渗透( ＲO) 技术 为核心的处理系统，应用该系统后实现了 90% 以上 的水资源回用，基本达到了生产废水零排放。本研 究着重介绍了反渗透系统的设计与运行情况，通过 系统的稳定运行，表明反渗透技术在不锈钢制品生 产废水零排放项目中的应用可行。

1 反渗透系统工艺设计

本研究中不锈钢制品生产废水来源于车间酸 洗、研磨和工艺冷却等工段的废水，水量为 60 m3 / d，pH 值为 1 ～ 2，COD、NH3 － N、TN、TP 的平均浓度 分别为 4 500、4． 5、55、54 mg /L，电导率为 4 230 ～ 4 300 μS /cm。针对进水水质特征及处理要求，该零 排放工程的工艺流程如图 1 所示。 预处理系统由“调节池 + 混凝/絮凝池 + 物化 沉淀池 + A /O—MBＲ + 砂滤 + 炭滤 + 树脂软化”组 成，原水首先泵入调节池调 pH 值，然后通过混凝沉 淀、生化反应去除废水中的大部分污染物，再经过砂 滤器、炭滤器和树脂软化器的共同作用进一步去除 COD、SS 和胶体等杂质，同时去除色度、异味、余氯 并软化水质，使水质能够初步满足反渗透系统污染 指数( SDI) ＜ 5 的进水要求。所有预处理单元都是 为最大限度地防止和延缓污染物在反渗透膜面上的 沉积，防止胶体及固体悬浮微粒的堵塞以及有机物、 微生物、氧化性物质等对膜的破坏，延长反渗透膜的 使用寿命［4 － 5］。反渗透系统的主要作用是浓缩脱 盐，保证出水含盐量符合回用要求，同时减轻后面 MVＲ 蒸发系统的处理量。本研究中反渗透系统的 设备清单见表 1。 根据反渗透系统进水水质特征和回用要求，反 渗透系统设计为一级三段系统，其中一段系统膜元 件设计为 18 支/组，2 组膜堆，设计回收率为 50% ; 二段系统设计为 12 支/组，2 组膜堆，设计回收率为 50% ; 三段系统设计为 8 支/组，2 组膜堆，设计回收 率为 50% 。同时，为满足各段最小浓水量的设计要 求，各段反渗透系统均设置浓水回流。 废水在进入反渗透系统前需要投加还原剂对其 进行还原，降低氧化性，使水的氧化还原电位达到不 超过 300 mV 的要求，防止废水对膜的腐蚀［6］。同 时，针对反渗透系统进水的水质情况，向进水中添加 还原剂、阻垢剂( 还原剂为普尼奥 PO － 400，阻垢剂 为普尼奥 PO － 220，投加浓度均为 3 mg /L) ，降低浓 缩过程中膜结垢和被氧化的可能性［7］。反渗透产水进入回用水箱，具体产水水质: pH 值为 7． 30 ～ 7． 42( 回用标准为 6． 5 ～ 7． 5) ; 电导率为 27． 17 μS / cm( 回用标准为 600 μS /cm) ; COD、NH3 － N、TN、TP 分别为 14、0． 42、0． 49、0． 04 mg /L，相应回用标准为 50、2、6、2 mg /L; SS、Cr6 + 、Ni2 + 均未检出。可见，产 水水质完全满足企业回用标准; 三段浓水进入 MVＲ 蒸发系统进行结晶处理，最终实现不锈钢制品生产 废水处理系统的“零排放”。

2 反渗透系统进水水质 经过预处理后，反渗透系统进水 SDI 最大值为 2． 9，符合反渗透 SDI ＜ 5 的进水要求; 进水 pH 值为 7． 30 ～ 7． 42［8］; 进水电导率为2 075 ～ 2 133 μS /cm; 进水 COD、NH3 － N、TN、TP 的平均浓度分别为 157、 1． 37、5． 42、4． 57 mg /L。

3 反渗透系统的运行与膜清洗

3. 1 运行压力对反渗透处理系统的影响 运行压力对产水电导率的影响如图 2 所示。可 以看出，各段反渗透系统产水电导率的变化趋势相 似，均随着运行压力的增大而逐渐减小。当一段反 渗透系统运行压力分别为 1． 0、1． 2、1． 4 MPa 时，一 段反渗透系统的电导率从 17． 27 μS /cm 降至 15． 34 μS /cm; 当二段反渗透系统的运行压力分别为 1． 5、 1． 7、1． 9 MPa 时，二段反渗透系统的电导率从 35． 46 μS /cm 下降至 33． 56 μS /cm; 当三段反渗透系统运 行压力分别为 2． 0、2． 2、2． 4 MPa 时，三段反渗透系 统的电导率从 55． 74 μS /cm 下降至 49． 80 μS /cm。 这是因为反渗透运行压力增大，膜净压力增大，水分 子透过膜的速率加快，产水量变大，但膜透盐量几乎 不受压力的影响，因此产水电导率变小。

运行压力对产水水质的影响如图 3 所示。可 知，一方面随着运行压力的增大，反渗透系统产水 COD、NH3 － N 的去除率逐渐增大，而 TN、TP 去除率 几乎不受影响; 另一方面反渗透系统对 COD、TN、TP 的去除率很高，对 NH3 － N 的去除率相对较低。当 一、二、三段运行压力分别为 1． 0、1． 5、2． 0 MPa 时， COD、NH3 － N、TN、TP 的平均去除率分别为 90． 65%、68． 65%、91． 47%、99． 12% ; 当一、二、三段运 行压力分别为 1． 2、1． 7、2． 2 MPa 时，COD、NH3 － N、 TN、TP 的平 均 去 除 率 分 别 为 92． 16% 、69． 96% 、 91． 22% 、99． 17% ; 当一、二、三段运行压力分别为 1． 4、1． 9、2． 4 MPa 时，COD、NH3 － N、TN、TP 的平均 去除率分别为 92． 95%、71． 09%、91． 20%、98． 06%。 COD 去除率升高可能是因为反渗透膜对此类废水 COD 的传质驱动力大于浓差极化，使得压力增大， 去除率升高; TN、TP 去除率变化不明显可能是由于 膜的选择透过性。氨氮去除率相对较低可能有两种 原因: 一是水分子跟氨分子的大小相差不大，水分子 及氨分子会选择性地通过反渗透膜; 二是与进水 pH 值有关，反渗透系统进水 pH 值在 7． 30 ～ 7． 42 之 间，在此条件下部分氨氮以氨气的形式存在，而反渗 透膜对于气体几乎没有脱除作用，进而影响了对氨 氮的去除效果。 运行压力对反渗透系统回收率的影响如图 4 所 示。可知，运行压力增大，系统总回收率逐渐增加。 当一、二、三段运行压力分别从 1． 0、1． 5、2． 0 MPa 增 加到 1． 4、1． 9、2． 4 MPa 的过程中，系统总平均回收 率升高明显，从 85． 63% 升高到 88． 30% 。各段反渗 透系统回收率和系统总回收率变化趋势相同，当一、 二、三段运行压力升至 1． 4、1． 9、2． 4 MPa 时，各段系 统回收率均达到最大值，分别为 50． 10% 、50． 39% 和 52． 75% 。这是因为运行压力增大导致反渗透产水量增加，而进水量不变，故回收率增大。另一方 面，运行压力越大，各段系统回收率增加幅度越低。 这是因为随着反渗透系统的持续运行，膜表面会积 累污染物，影响产水效率，系统回收率增幅降低。

运行压力对反渗透系统脱盐率的影响表明，随 着运行压力的增大，各段反渗透及系统总脱盐率逐 渐增加，但增幅逐渐变小。当一、二、三段运行压力 分别为 1． 0 /1． 5 /2． 0、1． 2 /1． 7 /2． 2 以及 1． 4 /1． 9 / 2． 4 MPa 时，一、二、三段平均脱盐率分别为99． 17% / 99． 19% /99． 28%、99． 24% /99． 21% /99． 33%、99． 27% / 99． 22% /99． 35% ; 系统平均脱盐率分别为 98． 62%、 98． 73% 、98． 79% 。这是因为运行压力增大，则产水 量变大，而透盐量受进水压力的影响较小，所以产水 含盐量降低，系统脱盐率升高。同时，运行压力的增 大还导致了反渗透膜浓差极化增大、透盐量相对增 高，故系统脱盐率增长变慢。 综合考虑以上因素，本研究中选用一、二、三段 的运行压力分别为 1． 2、1． 7、2． 2 MPa。

3. 2 浓水回流对反渗透运行效果的影响 根据系统实际运行情况，在其他条件不变的情 况下，将浓水回流量定为给水总量的 0、25% 、50% 、 75% ，探究其对反渗透系统运行效果的影响。浓水 回流量对产水电导率的影响如图 5 所示。可知，当 浓水回流量增加时，各段反渗透系统和系统总产水 电导率增大，且浓水回流量越大，电导率增速越快。 当浓水回流量为 0 时，一、二、三段反渗透系统和系 统总产水电导率分别为 16． 39、33． 11、50． 40、26． 56 μS /cm; 当浓水回流量从 0 增至 25% 时，一、二、三段 反渗透系统和系统总产水电导率分别增加了 0． 87、 2． 57、5． 35、0． 89 μS /cm; 当浓水回流量从 25% 增大 到 50% 时，一、二、三段反渗透系统和系统总产水电 导率分别增加了 3． 64、7． 40、7． 53、2． 48 μS /cm; 当 浓水回流量从 50% 增大到 75% 时，一、二、三段反渗 透系统和系统总产水电导率分别增加了 10． 14、 12． 17、10． 86、6． 53 μS /cm。这是因为浓水回流量 增大时，反渗透进水含盐量变大，导致膜透盐量、产 水含盐量、电导率均增大。 浓水回流量对产水水质的影响表明，当无浓水 回流时，反渗透系统对 COD、NH3 － N、TN、TP 的平 均去除率分别达到了 93． 07% 、68． 56% 、91． 65% 、 99． 17% ; 当浓水回流量从 0 增至 25% 时，反渗透系 统对 COD、NH3 － N、TN、TP 的平均去除率分别下降 了 2． 26% 、1． 06% 、1． 26% 、0． 34% ; 当浓水回流量 从 25% 增至 50% 时，反渗透系统对 COD、NH3 － N、 TN、TP 的平均去除率分别下降了 1． 93% 、2． 17% 、 2． 10% 、1． 07% ; 当浓水回流量从 50% 增大到 75% 时，反渗透系统对 COD、NH3 － N、TN、TP 的平均去 除率分别下降了2． 49% 、3． 42% 、2． 05% 、1． 05% 。 可见，随着浓水回流量的增加，反渗透系统对 COD、 NH3 － N、TN、TP 的去除率逐渐降低。这是因为浓水 回流量增大时，反渗透进水含盐量增加，膜的渗透压 增大，系统产水量减小，故对 COD、NH3 － N、TN、TP 的去除率下降。 浓水回流量对回收率的影响如图 6 所示。可以 看出，当浓水回流量增大时，系统回收率增加，且浓 水回流量增加越多，回收率增加越明显。当无浓水 回流量时，一、二、三段反渗透系统平均回收率分别 为50． 22% 、49． 02% 、51． 71% ，系统总回收率平均值 为 87． 75% ; 当浓水回流量为 25% 时，一、二、三段反 渗透系统平均回收率分别为 51． 60% 、51． 55% 、

54． 42% ，系统总回收率平均值为 89． 31% ; 当浓水 回流量为 50% 时，一、二、三段反渗透系统平均回收 率分别为53． 48% 、59． 33% 、62． 96% ，系统总回收率 平均值为 92． 99% ; 当浓水回流量达到 75% 时，一、 二、三段反渗透系统的平均回收率分别为 61． 22% 、 78． 53%、74． 53%，系统总回收率的平均值为 97． 88%。 这是因为浓水回流量增大时，反渗透进水量和产水 量都变小，但进水量减少更多，故回收率增大; 同时， 浓水回流量增加越多，反渗透的进水量和产水量相 差越大，回收率增加越明显。可见，浓水回流有助于 提高反渗透系统的回收率。

由图 7 可知，当无浓水回流时，一、二、三段反渗 透和系统总平均脱盐率分别为 99． 21% 、99． 25% 、 99． 34% 、98． 73% ; 当浓水回流量增加至 25% 时， 一、二、三段反渗透系统和系统总平均脱盐率分别下 降了0． 05% 、0． 06% 、0． 07% 、0． 07% ; 当浓水回流量 增至 50% 时，一、二、三段反渗透系统和系统总平均 脱盐率分别下降了 0． 17% 、0． 17% 、0． 08% 、 0． 11% ; 当浓水回流量增至 75% 时，一、二、三段反 渗透系统和系统总平均脱盐率分别下降了0． 48% 、 0． 25% 、0． 14% 、0． 30% 。可以看出，随着浓水回流 量增加，反渗透系统脱盐率下降，且浓水回流量越大 脱盐率下降越快。原因同上，当浓水回流量增大时， 反渗透进水含盐量增加，膜两侧盐浓度差增大，透盐 率增大，产水含盐量变大，但进水含盐量不变，故系 统脱盐率降低。同时，浓水回流量提高越大，浓差极 化越严重，膜透盐量越大，脱盐率下降越快［9］。 综合考虑以上因素，本研究中选择浓水回流量 为总给水量的 50% 。 3. 3 反渗透系统清洗分析 反渗透系统运行过程中，在杂质的影响下反渗 透膜会发生膜污染情况，因此系统运行期间，要定期 对膜元件进行清洗，尽量避免膜污染的发生。实际 运行情况表明，当系统运行稳定时，若反渗透系统的 产水量下降 5% ～ 10% ，就需要对系统进行反冲洗。 反冲洗系统主要由反冲洗保安过滤器、反冲洗水泵 和反冲洗水箱组成。根据污染物种类和膜污染程度 的不同，反冲洗又可分为酸洗、碱洗等方法。本研究 中 2020 年 12 月反渗透系统膜污染比较严重，系统 运行效率降低，产水量下降约 18% ，系统采用先酸 ( 0． 2% 的盐酸) 后碱( 0． 1% 的氢氧化钠) 的方法进 行反冲洗，清洗效果良好，膜通量基本能恢复到设计 值的 96% 左右。

4 运行费用及综合收益分析

4. 1 运行费用 对零排放系统运行费用进行核算，其中电费6． 0 元/m3 、人工费 2． 2 元/m3 、药剂费 29． 65 元/m3 、膜 折旧费用 0． 89 元/m3 、滤料更换费用 0． 17 元/m3 、 综合污泥费 7． 5 元/m3 、危废委外费用 10． 42 元/ m3 ，零排放系统运行费用约为 56． 83 元/m3 。 对反渗透系统运行电能、药剂消耗进行核算，其 中电费按 0． 6 元/( kW·h) 核算，功率因子以 0． 8 计，用电量为 11 kW·h / d; 药剂主要包括还原剂和 阻垢剂，二者均按 3 mg /L 进行投加，其中还原剂按 10 元/ kg、阻垢剂按 13 元/ kg 计，反渗透系统运行费 用约为 5． 35 元/m3 。

4. 2 综合收益 零排放系统的收益包括纯水收益和冷凝水收 益。其中回收纯水 52． 5 m3 / d( 回收率按 87． 5% 计 算) ，回收纯水价值按 7． 5 元/m3 计算，则回收纯水 的收益为 11． 81 万元/年; 冷凝水回收 7． 4 m3 / d，回收冷凝水价值按 5． 7 元/m3 计算，回收冷凝水的收 益为 1． 27 万元/年，综合收益为 13． 08 万元/年。

5 结论 ① 当反渗透运行压力增大时，产水量明显增 加，在最大压力下，一、二、三段平均产水量和系统总 平均产水量分别为2． 06、1． 03、0． 54、3． 62 m3 / h。回 收率、脱盐率及 COD、NH3 － N、TN、TP 的去除率也 与产水量的变化趋势相似，均随着运行压力的升高 而增大。但电导率随着压力的增加而减小，这是因 为产水量增加时，透盐量几乎不变，导致电导率减 小。另一方面，运行压力增大导致反渗透膜浓差极 化变大，膜性能下降，反渗透系统产水水质、产水量、 回收率、脱盐率的变化趋势变缓。本研究中选择一、 二、三段的运行压力分别为 1． 2、1． 7、2． 2 MPa。 ② 当反渗透浓水回流量增加时，进水含盐量 增加，膜的渗透压增大，产水量、脱盐率均减小，回收 率和电导率反而增大。另一方面，浓水回流量增加， 反渗透膜浓差极化变大，膜性能下降，透盐量增大， 反渗透系统产水水质、产水量、回收率、脱盐率的变 化趋势变快。本研究中选择各段系统浓水回流量为 总给水量的 50% 。 ③ 反渗透系统运行稳定，各项水质指标均达 到设计要求，零排放系统总的运行费用为 56． 83 元/ m3 ，反渗透系统的运行费用为 5． 35 元/m3 ，综合收 益为 13． 08 万元/年。