离子膜电渗析在高盐废水零排放中的应用

随着我国工业化进程的加速推进，在煤转化、火电厂脱硫、印染、造纸、化工和农药及石油、天然气的采集加工等生产领域通常会产生大量的高盐废水，多含 Cl- 、 SO42- 、 Na+ 、 Ca2+ 等盐类物质，其总含盐量高于 1% 。这种高盐废水对环境的危害远远高于城市生活污水，但由于治污成本较高、环保监管难，其无序排放不仅会造成环境污染，还会引起土壤的盐碱化。以煤化工为例，煤在转化过程中每年会产生 10 亿吨的含盐废水，主要以高浓度煤气洗涤废水为主，还包括焦化废水、煤气化黑水、煤直接 / 间接液化废水和合成气转化催化剂制备过程中产生的废水等。我国水资源远低于世界平均水平，而煤炭资源与水资源呈逆向分布，约 70% 的煤矿资源分布在水资源匮乏的地区，作为煤化工发展主体的新疆、内蒙古、山西和陕西，其水煤比仅为 1 ∶ 22 、 1 ∶ 30 、 1 ∶ 45 和 1 ∶ 7 ，水资源目前已成为煤化工发展的首要约束指标。随着 2015 年 4 月国务院“水十条”法规的颁布，国家对这类高盐废水的处理提出了更高的要求，并制定造纸、焦化、氮肥、有色金属、印染、农副食品加工、原料药制造、制革、农药、电镀等行业专项治理方案，实施清洁化改造，努力实现废水“零排放”方式对废水中的无机盐加以综合利用，以最大化地减少对环境的危害和实现资源的循环利用

目前，高盐废水“零排放”处理工艺流程主要包括预处理过程、生化处理过程、超滤 + 反渗透（ RO ）、盐浓缩单元、蒸发结晶等。与传统的达标排放工艺流程相比，“零排放”和蒸发结晶是高盐废水治理新形势下的工艺需求。传统的达标排放对水的回收率为 50% ～ 60% ，此时废水中含盐水总溶解固体（ TDS ）通常为 4000 ～ 50000mg/L 。为实现废水“零排放”，在蒸发结晶工艺之前通常会设计盐浓缩工艺，实现废水的减量化，降低过程能耗和成本。因此，针对高盐废水的盐浓缩技术研究成为学术界和工业界的关注热点。

工业上主流的盐浓缩技术主要包括高压反渗透（ HPRO ）、正渗透（ FO ）、膜蒸馏（ MD ）和离子膜电渗析（ ED ）等。离子膜电渗析是通过阴阳膜交叉排列的膜对组合，在直流电场的作用下，利用离子膜对反离子的高选择透过性，可实现离子型化合物的分离、淡化和浓缩。近年来，电渗析在电厂脱硫、电镀和印染等高盐废水领域得到了广泛的应用，并取得了一定的成效。此外，在含高 COD 和高盐的废水（如煤化工废水和制药废水）处理中，很多学者和企业也开始利用电渗析的方法来处理，首先实现 COD 与盐的分离，再对分离出来的盐进行浓缩回用。对于煤化工高盐废水浓缩后产生的盐，其组分主要为氯化钠和硫酸钠的混盐。该类混盐的价值通常较低，因此可通过双极膜电渗析将其转化为相应的酸和碱，从而提高盐的价值。因此，本文将详细介绍离子膜电渗析相关过程在高盐废水“零排放”中的应用、机遇与挑战。

1 、 ED 在高盐废水“零排放”中的应用

1.1 ED 在盐浓缩工艺中的应用

ED 作为一种高效的盐浓缩技术，目前已被广泛应用于高盐废水的浓缩过程当中，以实现高盐废水中水和盐的回收和利用。为了降低盐浓缩工艺的能耗和提高水的回收率， ED 通常会和反渗透（ RO ）进行集成或耦合，充分发挥各自的优势。 Mcgovern 等对单个 ED 、 ED-RO 简单集成和 EDRO 循环集成进行了研究和比较。当产水盐浓度为 350mg/kg 时，进水盐浓度低于 3000mg/kg ，则 EDRO 简单集成过程比单个 ED 过程更节能，且随着进水盐浓度的降低，节能效果越明显；进水盐浓度在 3000 ～ 6000mg/kg 之间时，单个 ED 过程与 ED-RO 简单集成能耗相当。当进水盐浓度为 3000mg/kg ， RO 水回收率控制在 50% 时，产水盐浓度低于 300mg/kg ，则 ED-RO 简单集成过程比单个 ED 过程更节能；产水盐浓度在 300 ～ 1000mg/kg 之间，则单个 ED 过程比 ED-RO 简单集成过程比节能。对 ED-RO 循环集成过程， ED 能耗相对于简单集成过程有明显降低，这是因为在循环集成过程中大量的水是从 RO 过程中产出。相应地， ED-RO 循环集成过程中 RO 能耗相对于简单集成过程较高。此外， Mcgovern 等也指出，当对产水纯度要求更高时， ED-RO 循环集成过程比 ED-RO 简单集成更具有优势；如果对产水纯度没有过高要求时， ED-RO 循环集成过程并不一定比 ED-RO 简单集成更具有优势。因此，在实际生产过程中，应综合考虑进水盐浓度和对产水盐浓度的要求去优选单个 ED 、 EDRO 简单集成和 ED-RO 循环集成过程中的一种，充分发挥电渗析的优势，以达到整个过程最优的处理效果和最低的运行成本。

1.2 ED 在不同操作模式下的应用

在盐浓缩过程中 ED 的操作模式一般可分为间歇式、溢流式和连续式。在连续式操作过程中，料液只经过 ED 膜堆一次即排出。实际使用时，为了增加料液的脱盐率，可采用多级式操作方式。因为多级式操作方式需要大量的膜堆，所以多级连续式 ED 过程比较适合工业化大规模使用。间歇式批次处理一般适合小规模使用，操作过程中待脱盐的料液在膜堆中不断循环，直至达到脱盐要求再排出，更换新的料液。溢流式操作模式中，待脱盐料液连续循环通过膜堆，浓缩液由于储罐体积较小，所以 ED 浓缩一定时间后浓缩液储罐会产生溢流，同时盐浓度逐渐增高，直至达到所需的值。溢流式操作模式一般适合中型或大型规模的应用。 Zhang 等在研究 ED 浓缩 RO 浓水时，先通过间歇式批次操作优化操作参数，再通过溢流式操作模式进行长期运行，验证浓缩过程的稳定性。在长期运行过程中可通过酸化 RO 浓水和 ED 浓水来降低膜污染，保证膜堆的稳定运行。同时，结果表明 RO-ED 集成系统可实现高达 95% 的水回收率。此外， Zhang 等对 ED 浓缩 RO 浓水也进行了经济衡算，得出操作费用可低至 0.19EUR/m3 ，表明 ED 处理 RO 浓水是可行的，具有较高的经济效益。针对 ED 浓缩 RO 浓水的效果和能耗问题， Reig 等通过溢流式操作模式开展了相应的研究，得出 ED 浓缩性能与进料温度和操作电流密度有关，温度越低，电流密度越高， ED 浓缩性能越好，但是能耗会有一定的增加。在最佳操作条件下，即电流密度为 350A/m2 ， NaCl 浓度可浓缩至 185g/L ，能耗仅为 0.12kW • h/kgNaCl 。

除了溢流式操作模式可以实现较高的浓缩性能外，间歇式操作也可以实现很高的 ED 浓缩性能。 Jiang 等通过小试的间歇式多级操作模式对 RO 浓水进行浓缩制盐。研究结果表明使用日本商品化的 AMX/CMX 膜，通过间歇式一级、二级和三级 ED 可将 105g/L 的 RO 浓水分别浓缩至 225g/L 、 250g/L 和 271g/L ，整个过程可以实现 67.8% 的水回收率和 72.5% 的脱盐率；使用德国商品化的 FAS/FKS 膜，通过间歇式四级 ED 能够将 105g/L 的 RO 浓水分别浓缩至 202g/L ，这是因为德国膜相对于日本膜对离子的选择透过能力较差，同离子泄漏相对比较严重。针对 RO 浓水中有多价离子（ Ca2+ 、 Mg2+ 和 SO42- ）存在的问题， Zhang 等设计了间歇式选择性电渗析（ SED ） + 间歇式两级 ED 方式对 RO 浓水进行浓缩，以期实现更高纯度的浓盐水。该作者通过 SED 先对电导率为 60mS/cm 的 RO 浓水进行处理，得到高纯度的 NaCl 溶液的电导率为 42.4mS/cm ，脱盐率为 70% ，水回收率可达到 90% ；通过 ED 对 SED 浓缩液进行再次浓缩，将 NaCl 溶液的电导率提高至 73.2mS/cm ，水回收率为 86% ，再通过二级 ED 进一步浓缩，电导率可提高至 105mS/cm ，水回收率为 82% 。此外， Zhou 等通过间歇性 ED 对电池行业产生的 Li2SO4 废水进行了浓缩，先考察了 ED 进料浓淡水体积比对浓缩性能的影响，结果发现随着淡化室体积的增加， ED 浓缩性能逐渐提高，即浓缩室和淡化室初始体积比从 1 ∶ 1 变化至 1 ∶ 10 时，浓缩液最终固含量可以从 9.2% 增加至 15.8% ，浓缩性能显著提高。当体积比为 1 ∶ 10 时，浓缩后期浓缩液固含量一直保持在 15.8% 左右，很难进一步提高，因此又考察了间歇式多级 ED 对 Li2SO4 废水浓缩性能的影响。将一级电渗析的浓水分为两股（即二级电渗析的初始淡化液和浓缩液）通入到二级电渗析进行浓缩，整个浓缩过程浓淡室浓度差均保持在较低的值，会降低电渗析过程的水迁移，利于电渗析的浓缩过程。结果表明，通过二级 ED 可将 Li2SO4 的含量进一步提高至 17.4% 。因此， ED 在采用间歇式操作模式时，可通过采用多级操作模式来降低电渗析浓缩过程中浓淡室的浓度差，从而降低电渗析过程中的水迁移，实现电渗析过程较高的浓缩性能，将浓缩液的盐含量尽可能的提高。

2 、 ED 在高盐废水“零排放”中的机遇

随着 ED 技术的不断发展， ED 在国内已取得了一定规模的应用。然而目前 ED 的应用大多局限于高盐废水的浓缩，在高 COD 高盐废水的分离与浓缩方面（即先实现 COD 与盐的分离，再对盐进行浓缩）目前还是空白。此外，高盐废水浓缩后产生的高浓度盐溶液，目前常规方法是将其蒸发得到固体盐作为工业盐或直接填满处理，浪费了大量的盐资源。双极膜电渗析（ BMED ）可实现盐的在线转化，制备出相应的酸和碱，大幅提高盐的利用价值。因此，在这些空白市场上， ED 或 BMED 存在着很多的机遇。

2.1

高 COD 高盐废水的分离与浓缩

高盐废水中通常会含有一定含量的 COD ，其中包括煤化工废水在内的一些高盐废水中的 COD 经生化处理后其含量一般在 0~100mg/L 。针对该类高盐废水“零排放”处理，在经过预处理、超滤和反渗透之后，在盐含量得到增浓的同时，废水中的 COD 也大幅提高，一般可达 300~1200mg/L 。 COD 含量的大幅提高将进一步影响到高盐废水后续蒸发结晶过程，这是因为蒸发结晶得到的盐中将会含有大量的杂质 COD ，导致得到的工业盐无法使用，需要作为危废处理。这不仅对生态环境造成了一定的危害，同时也浪费了大量的无机盐资源。另外，在制药和农药等行业生产过程中经常会产生大量的高盐高 COD 废水。针对该类废水目前采用的处理方法主要是将废水蒸发浓缩后对浓缩液进行焚烧，然后再对焚烧后留下来的固体进行危废处理，这也浪费了大量的无机盐资源。

在煤化工废水中 COD 一般主要以分子形式存在，分子量大小不一。而在制药和农药废水中 COD 除了以分子形式存在以外，还有一部分是离子化的，其分子量大小不一。传统的 COD 去除方法主要为生化法，但是在盐含量较高的情况，生化法无法直接对 COD 进行处理，只有针对盐含量很低的废水才能进行 COD 降解处理。 ED 装置中使用的是致密度较高的均相阴阳离子交换膜，在电场的作用下只允许离子通过离子膜，阻止分子通过离子膜。一般离子膜的致密度越高，阻止分子通过离子膜的能力越强。因此，高致密度的离子膜可实现高 COD 高盐废水中盐与以分子形式存在的 COD 的有效分离。

以典型的煤化工废水处理为例，其 RO 浓缩液 TDS 约为 45000mg/L 时， COD 含量在 500~800mg/L 之间。 RO 浓缩液中的盐主要为氯化钠和硫酸钠的混盐。汪耀明等通过使用自主研发的均相阴、阳离子交换膜及 ED 设备对该浓缩液中的盐和 COD 进行分离浓缩，取得了较好的分离效果，如图 2 所示。

通过 10 个批次的实验可看出， ED 分离过程性能较为稳定，每一批次的实验均可以将 RO 浓缩液的电导率降至 10mS/cm 以下，即 ED 淡化液中盐含量被降低至很低的值，因此可以通过生化法对 ED 淡化液进行处理，降解 COD 。整个实验过程中， ED 对 COD 具有较好的截留率，可高达 85.3%~91.4% 。通过 ED 对煤化工废水分离之后，一方面淡化液中由于盐含量很低，可以直接通过生化法对 COD 进行降解处理；另一方面分离后的混盐可以通过二级 ED 进行再次浓缩，将盐含量提高至 15% 甚至 20% 以上。基于以上通过 ED 对煤化工废水进行处理的方法，汪耀明等提出将两级 ED 引入到煤化工废水“零排放”当中，实现多膜工艺与结晶分盐的有机耦合（图 3 ），从而实现废水中水和盐的充分回收利用，达到“零排放”要求。

此外，在制药和农业等行业产生的高 COD 高盐废水处理过程中，也可以尝试先通过一级 ED 对该类废水进行分离，实现 COD 和盐的有效分离，利于下一步 COD 的降解处理。同时，分离后的含盐溶液可以通过二级 ED 进行再次浓缩，进一步地通过结晶分盐等工艺实现盐的回收，从而达到该类高盐废水的“零排放”目标。

2.2

盐的资源化利用

高盐废水“零排放”工艺过程中通常会产生大量的工业盐，其价值一般比较低廉，在市场上也很难寻找到销路。如何能找到合适的方法来提升这些工业盐的价值，那么将会实现大量的工业盐变废为宝。近年来，由于受到环保的压力，膜电解法制烧碱得到了一定的限制，导致了烧碱价格从约 2000CNY/t 上涨到约 4000CNY/t ，给很多需要消耗烧碱的企业带来了巨大的经济压力。

BMED 可以利用双极膜的水解离特性，将盐一步转化为相应的酸和碱。与常规的膜电解法相比， BMED 过程在产酸产碱时无副产物氯气产生，水解离电压明显低于膜电解所需的值，因此 BMED 法制酸碱具有绿色、环保和节能等优势。近几年，大量学者也在从事 BMED 转化无机盐制酸和碱。 Ye 和 Ghyselbrecht 等通过 BMED 转化 NaCl 制盐酸和氢氧化钠，并将氢氧化钠用作二氧化碳的捕捉剂。 Tran 等通过 BMED 转化硫酸钠制得硫酸和氢氧化钠用于工业生产中。其中， Yang 等通过 BMED 对反渗透浓盐水进行解离生产氢氧化钠和盐酸及硫酸的混合酸，其中混合酸可用于反渗透进料调节 pH 。由此可见， BMED 在资源化利用无机盐方面具有重要的潜力和应用价值，可以大幅提高无机盐的附加值。

此外，对于高盐“零排放”工艺过程中产生的混盐溶液资源化利用，也可以利用 Chen 等提出的双极膜选择性电渗析（ BMSED ）进行分离。该过程一方面可实现氯化钠和硫酸钠的选择性分离，另一方面可结合着 BMSED 中的双极膜，在线将一价盐氯化钠转化为氢氧化钠和盐酸产品。 Chen 等将 BMSED 用于 RO 浓水的资源化利用，得到的产品氢氧化钠和盐酸的浓度分别为 2.2mol/L 和 1.9mol/L ，两者纯度均可达到 99.99% 。这表明了 BMSED 在资源化利用混盐方面具有很高的分离效果。因此， BMSED 在资源化利用高盐“零排放”工艺过程中产生的混盐溶液时也将具有重要的应用潜力。

总而言之，对于高盐废水“零排放”工艺过程中产生的大量混盐溶液可选择性地通过 BMED 或 BMSED 进行转化（图 4 ），实现盐的资源化利用，提高工业盐的附加值，同时可以避免混盐作为固废进行填满处理。

3 、 ED 在高盐废水“零排放”中的挑战

虽然 ED 在市场上已经取得了规模化应用，然而其脱盐、浓缩和抗污染性能仍有待于提高，这主要取决于离子交换膜的性能与 ED 的操作工艺。因此，在离子交换膜性能的提高和 ED 操作工艺优化方面仍存在很多挑战。下面将详细介绍这些挑战的具体来源及如何克服这些挑战。

3.1

离子交换膜性能的提高

ED 在实现目标溶液的脱盐和浓缩过程中通常会产生水迁移现象，即水分子从淡化室通过阴阳离子膜向浓缩室迁移，这将会在一定程度上降低淡化室的水回收率，稀释浓缩液的浓度，影响 ED 过程的分离和浓缩效果。一般来说， ED 过程的水迁移主要由两部分组成，一部分是伴随离子迁移的电渗透，另一部分是由于膜两侧的渗透压不同造成的水的压差渗透。其中，电渗透是因为溶液中离子都是以水合离子形式存在，所以在电渗析操作过程中离子会不可避免地带着一定数量的水分子迁移通过离子膜。对于 ED 过程的浓缩极限，以 ED 浓缩氯化钠为例，可以通过以下关系式将 ED 过程中的水通量、盐通量和浓缩室最高盐含量进行关联，见式 (1) 、式 (2) 。

式中， J NaCl

表示盐的通量， mol/(m2 • s) ； J H2O

表示水的通量， mol/(m2 • s) ； M NaCl

表示 NaCl 的分子量； M H2O

表示 H2O 的分子量。浓缩液最高盐含量（ % ）与水盐通量比的曲线关系如图 5 所示。

从图 5 中可看出，随着 ED 浓缩过程水盐通量比的增加， ED 的浓缩效果越来越差。当水盐通量比从 10molH2O/molNaCl 增加至 30molH2O/molNaCl 时， ED 浓缩过程中浓缩液所能达到的最高盐浓度从 26% 急剧下降至 10% 。由此可见， ED 过程的水迁移对 ED 的浓缩性能具有重要的影响。 Rottiers 等报道了当淡化室和浓缩室的盐浓度差低于 1mol/L 时，水渗透引起的水迁移低于电渗透引起的水迁移的 1/8 ，因此电渗透在水迁移现象中占主要地位。但是在 ED 浓缩过程中，随着淡化室和浓缩室的盐浓度差的提高，水的压差渗透现象也会逐渐增加。 ED 过程中发生的电渗透和水的压差渗透主要与外在条件和膜的自身性能有关。 Jiang 等先前利用离子在膜中迁移的毛细管理论假设，以 Nernst-Plank 方程为基础建立了 ED 过程中水迁移的理论模型，如式 (3) 所示。

式中， V 代表电渗析过程淡化室中水的减少速率， m3/s ；

代表电渗透引起的水从淡化室向浓缩室迁移的速率， m3/s ；

代表压差渗透压引起的水从淡化室向浓缩室迁移的速率， m3/s 。通过该理论模型可知，电渗析过程中水的渗透速率受到外在条件的影响包括电流密度、溶液浓度、离子电荷数和溶液的动力黏滞度，并与电流密度成正比，与后三者成反比关系；水的渗透速率受到膜自身性能的影响包括膜的离子交换容量、膜的毛细管管径和膜的扩散渗析系数，并与前两者成正比关系，与膜的扩散渗析系数成反比关系。这里，膜的离子交换容量越高，膜的水含量将会越高；膜的致密度越高，相应的毛细管径也会变得越小，阻碍水的迁移；膜的扩散渗析系数反应离子在膜表面及膜主体结构内的传递性能，膜的扩散渗析系数越高，传递离子的能力越强。因此，为了从根本上解决电渗析过程水迁移的问题，必须从离子膜本身的性能方面出发，开发出具有合适离子交换容量、高离子通量和高致密度的离子交换膜。

另一方面，在实际物料分离，尤其是 COD 与盐的分离过程中，难免会有部分无机盐沉淀、有机物及 COD 被吸附在离子膜的表面，甚至渗入到膜主体当中，形成可逆或不可逆的膜污染，从而降低离子膜的离子通量。因此，高 COD 高盐废水的处理对离子膜的性能提出了更高的要求，包括离子膜的致密度和抗污染能力。目前，对于可逆型膜污染，即污染物吸附在膜表面，可以通过包括酸洗、碱洗、清洗剂清洗和倒极清洗的常规处理办法对膜堆进行清洗。尽管这几种方法可以在一定程度上对离子膜表面的污染物起到脱除的作用，但长期清洗之后往往会对膜表面形成一定的危害，破坏膜的表面结构，形成凹状微孔，如图 6 所示。对于不可逆型膜污染，即污染物渗透到膜主体当中并在一定程度上迫坏膜的结构影响离子传质，一般通过上述的清洗方法难以解决膜污染。因此，对于不可逆型膜污染，应当从源头出发，提高膜的致密度，并对膜表面进行改性，真正意义上实现在 ED 分离过程中只允许离子通过膜，阻止以分子形式存在的污染物通过膜。

近年来，研究者根据膜污染的影响因素，从改变膜表面性质的角度来提高膜的抗污染能力，主要策略为构建抗污染膜表面功能层，抑制低溶解度无机盐在膜表面黏附、结垢。该策略主要通过在膜表面构建含弱酸 / 弱碱基团（羧基、胺基等）或中性功能基团（酰胺、酯基等）的纳米级功能层，根据水化层理论，膜表面功能基团能与水分子结构形成另一个致密的水化层，从而形成屏障作用，阻止无机盐沉淀与膜表面的接触，降低其在膜表面的吸附量。常通过化学手段在膜表面接枝功能基团达到这一效果，如等离子体处理再引发接枝丙烯酰胺、丙烯酸等；紫外光引发接枝 N- 乙烯 -2- 吡咯烷酮、烯丙基葡萄糖或 2-( 甲基丙烯酰基氧基 ) 二甲基 -(3- 磺酸丙基 ) 氢氧化铵等；辐射接枝异丙基丙烯酰胺、丙烯酸或二甲基丙烯酰胺等；原子转移自由基聚合接枝 PEGMA 、聚甲基丙烯酸羟乙酯或聚氧乙烯丙烯酸酯等。此外，膜表面两性离子化修饰近年来也受到人们的广泛关注，两性离子类物质（如磺基甜菜碱、羧基甜菜碱、磷酰胆碱等）结构中同时存在正负离子，对水分子有很好的键合能力，形成稳定的水化层，可阻止无机盐污染物在膜表面的黏附、沉积。

目前，大部分商业化的离子膜抗污染能力均较低，因此对不同的膜污染针对性开发出表面功能化、抗污染的离子膜交换膜将会从根本上解决离子膜污染的问题，对离子膜的更大规模应用将有重要意义。

3.2

电渗析工艺优化

ED 的操作模式主要包括间歇式、溢流式和逆流连续式。在工业应用中，目前大多为间歇式批次操作，淡化室和浓缩室进行外循环，达到分离目标后排放料液，更换新的料液进行处理。该操作方法较为繁琐，在实际工程案例中，也可通过增加缓冲罐即设置两个淡化室循环罐和两个浓缩室循环罐，增加电渗析膜堆的工作效率，实现电渗析膜堆的连续运行。逆流连续式是电渗析操作的理想模式，即物料进入电渗析膜堆中循环一次即可达到所需的分离目的。然而，由于电渗析操作过程对进料流速要求比较高，一般在 1 ～ 10cm/s ，对于一般的电渗析膜堆，很难实现单次循环达到分离目的。对于普通的脱盐过程，如果需要单次循环达到分离目的，那么物料将需要连续通过很多个膜堆，在膜堆与膜堆之间还需增加泵提高膜堆的进口压力，从而达到一定的进料速度，这不仅增加了成本，也给实际安装和操作过程带来了一定的麻烦。如果能设计出一级多段式电渗析膜堆，通过增加膜堆中膜对的数量来实现物料进入膜堆之后在膜堆内部流程的增加，那么可根据物料处理的要求设计相应数量膜对的电渗析膜堆，从而实现物料进入膜堆循环一次即可达到分离目的。此外，电渗析膜堆也更加方便进行模块化，便于实际应用过程的安装、使用和维修。因此，逆流连续式电渗析将会成为电渗析行业的一个重大挑战，同时也可为电渗析行业带来革新。

4 、结语

针对高盐废水的“零排放”要求， ED 目前在高盐废水“零排放”盐浓缩工段中已得到了一定规模的应用，且取得了一定的成效。同时， ED 也有望在高盐高 COD 废水的分离和浓缩中得到一定的应用。针对高盐废水浓缩后产生的单一组分的盐溶液可通过 BMED 技术直接将其进行资源化去制备酸和碱，不仅可节约浓缩工艺的能耗，而且可大幅提高盐溶液的附加值，实现双赢。此外，对高盐废水浓缩后产生的混盐溶液可直接通过 BMSED 技术将其进行分离与转化，一步法实现混盐制备盐酸和氢氧化钠，并得到单一的硫酸钠盐溶液。尽管 ED 在高盐废水“零排放”中有着很大的应用潜力，但 ED 本身仍存在很多挑战。

（ 1 ）国产均相离子膜的浓缩性能仍不够高， ED 过程水迁移比较严重，亟需开发出更高性能的离子膜。

（ 2 ）离子膜的抗污染能力较差，亟需开发出稳定性好，耐污染强的膜。

（ 3 ） ED 过程的操作工艺一般为多进多出（如两进两出或三进三出），比压力驱动膜过程的一进两出要更加复杂，可变参数（例如流量、温度、压力、电流和电压）也更多，操作难度更大，而且配套的控制系统也没有压力驱动膜过程成熟稳定，亟需开发出自动化程度更高的控制系统，实现 ED 过程的自动化和连续化生产。

（ 4 ） ED 的成本和运行能耗目前仍相对较高，亟需开发出新型的膜堆及操作工艺来降低 ED 的成本和运行能耗。

（ 5 ）与压力驱动膜相比，配套设施如隔板、电极、泵、管道等还很不足，组器设计和密封也是亟需解决的重点技术问题。

（ 6 ）国内各家企业研发的离子膜及膜堆型号没有统一标准，行业发展较为缓慢。