毛维东，孙 邃，马 赛，邹 湘，郭中权，吕顺之，肖 艳

(1.中煤科工集团杭州研究院有限公司，浙江 杭州 311201；2.江苏新宜中澳环境技术有限公司，江苏 宜兴 214205)

0 引 言

我国是世界上最大的煤炭生产国和消费国，煤炭资源分布“西多东少、北富南贫”，与水资源“东多西少、南富北贫”的分布特点相反。西部煤炭资源丰富，占据全国煤炭资源总量的70%，但西部地区处于干旱—半干旱带，水资源匮乏，地表植被稀疏，生态环境脆弱[1-2]。

高矿化度矿井水是指含盐量大于1 000 mg/L的矿井水[3]。西北地区的矿井水以高矿化度矿井水为主，占比达50%以上[4]。随着煤炭生产开发布局的优化，国家能源供应战略西移[5]，高矿化度矿井水在全国煤矿矿井水的占比大幅度增加，成为制约西北煤矿发展最为突出的问题。

现有高矿化度矿井水除盐工艺主要包括化学药剂法、离子交换法、蒸馏法、电渗析法和反渗透法等[3, 6]，其中反渗透法在高矿化度矿井水处理中的应用越来越广[7-8]。但各大膜厂家提供的工艺设计软件，包括ROSA、WAVE、WINFLOWS等，均是针对单级反渗透系统的苦咸水、海水处理需求，缺少针对多级膜系统的过程设计方法。在面对矿井水水质的多变性以及无机盐成分的复杂性时，现有反渗透系统在实际运行过程中，虽然出水水质基本可以得到保证，但膜元件易堵塞、易结垢，更换频繁，导致运行成本较高[9]。

为降低工程投入和运行费用，提高矿井水回收率，本文以某煤矿高矿化度矿井水零排放工程的多级反渗透系统为例，结合CFD模拟技术，对原有多级反渗透系统进行了工艺优化。

1 工程概况

鄂尔多斯某煤矿位于内蒙古自治区鄂尔多斯市伊金霍洛旗境内，属于缺水地区，水资源的缺乏直接影响了煤矿的正常经营。根据环保部门要求，矿井水需全部回用于生产生活，实现零排放。该煤矿高矿化度矿井水零排放工程，设计处理能力为600 m3/h，工艺流程分为净化处理、深度处理、浓缩处理和蒸发结晶4个单元。其中深度处理和浓缩处理单元采用了多级反渗透系统进行除盐处理，该系统设计处理能力为600 m3/h，工艺流程图如图1所示。

图1 矿井水净化处理、深度处理、浓缩处理工艺流程[8]Fig.1 The process flow of purification, advanced and concentration treatment for coal mine water[8]

整套脱盐系统中包含的三个反渗透系统在图1中以灰色框表示：其中一级膜浓缩的设计水回收率为75%；二级膜浓缩的设计水回收率为65%；三级膜浓缩的设计水回收率为60%。这其中一级、二级膜浓缩的膜组件均为海德能PROC10卷式膜元件。三级膜浓缩则采用德国ROCHEM水处理公司的DTRO膜片。

实际运行过程中，多级反渗透系统出现了进水指标超出原设计范围的问题，如进水浊度、钙、镁、TOC含量等，造成膜污染与结垢，影响系统运行效果和膜原件寿命[10-11]。

2 CFD模拟矿井水多级反渗透处理系统

2.1 卷式RO膜元件模拟

反渗透膜过滤脱盐过程的流体力学模拟涉及到溶质(无机盐)和溶剂(水)分别在进水流道和产水流道的物料传质模拟。水流流动的控制方程为不可压缩流体的质量守恒和动量守恒方程(纳维—斯托克斯方程)。

无机盐在整个流场内的运动通过物料守恒方程表示：

其中，Cj表示对应无机盐j的浓度，ui和xi分别代表沿着第i个坐标方向的流速和距离，D为对应无机盐的扩散系数，Ssj为溶质的质量源汇项。

卷式RO膜元件采用陶氏BW30-400，由10片长2.05 m、宽0.9 m的膜页卷制而成。浓水通道厚度为浓水网厚度，产水通道厚度由膜袋之间的清水网厚度决定[12]。运行中，进水从一侧浓水通道进入，浓水从另一侧浓水通道出口排出，而产水从中心集水管中排出[13]。

单个膜袋与相邻膜袋可以认为是并联运行，有一定相互作用(共享同一浓水通道)，但独立性更显著，所以在模拟过程中采用几何建模软件ANSYS DesignModeler对单膜片、单浓水通道进行建模，如图2所示，采用ANSYS CFX 19.1自配的Meshing模块对模拟几何结构划分网格，其中，边界层网格设置5层与膜片平行的六面体网格，第一层厚度设置为0.02 mm，逐层增长率为1.5倍，来精确模拟边界层无机盐成分的浓差极化现象。其余区域采用平均网格尺寸为0.05 mm的四面体网格建模，经网格独立性测试后，总网格数近1 300万。

图2 卷式反渗透单进水流道模型Fig.2 The single inlet model for a spiral woundRO element

膜元件设计进水8.6 t/h，对应进水流道内平均雷诺数Re为2 600，水流处于层流紊流过渡区，适用不完全紊流的k-ω紊流模型模拟。浓水网表面设置为无滑移边界条件。采用高精度中心差分法解稳态水流控制方程，所有模拟流速、压强收敛于10-4，无机盐浓度收敛于10-6，其他采用默认值。

卷式RO元件内复合无机盐浓度沿轴向分布如图3所示，在卷式RO膜元件运行过程中，复合无机盐浓度沿轴向逐渐增高，在浓水通道靠近膜面附近，出现明显的浓差极化现象。

2.2 DTRO膜元件模拟

对DTRO的导流盘进行3D扫描，得到导流盘的尺寸及突起结构的排列分布位置，导流盘半径为96 mm，突起形状为1.5 mm的半球体，如图4所示。

图4 导流盘结构组成及剖面图显示Fig.4 Composition of DTRO and display of cutaway view

DTRO导流盘具有对称性，对几何结构进行对称简化后再进行网格划分，网格划分步骤与卷式反渗透膜方法一致，经过独立性验证后网格总数1 050万。进口设计为流体速度进口，进口速度设置为0.1 m/s；出口设计为压力出口，压力出口设置为80 bar。膜片过膜通量与无机盐通量设置方法与上述研究卷式反渗透膜设置一致。

图5 DTRO流速分布云图Fig.5 Distribution of velocity in the partial DTRO element

经过CFD模拟，得到DTRO流速分布云图(如图5所示)和DTRO盐度分布云图(如图6所示)。通过DTRO内部的流速分布云图及盐浓度分布云图，可以看出，由于导流盘上存在圆柱凸起，在其后方产生“卡门涡街”，增强了流体的湍流动能，其自清洗效果优异，减少了膜污染，降低了浓差极化现象。

图6 DTRO盐度分布云图Fig.6 Distribution of salinity in the partial DTRO element

通过DTRO整体内的盐度分布云图(图7)，我们可以看出，高盐度主要出现在膜片中心附近，分布较为均匀，无明显的浓差极化现象产生；从污染物的分布云图(图8)观测到，导流盘突起附近出现了明显的污染物堆积，与实际的污染膜情况基本一致。

图7 整体盐度分布云图Fig.7 Distribution of salinity in the whole DTRO element

3 工艺优化

鄂尔多斯某煤矿高矿化度矿井水零排放工程中的三级膜浓缩单元采用了多级耦合膜浓缩系统进行除盐处理，该系统设计处理能力为600 m3/h。

一级膜浓缩采用苦咸水反渗透膜单元(BWRO)，该套脱盐系统中的BWRO单元采用两段式设计，其中第一段包含18个并联的膜组件，第二段包含9个并联的膜组件，每个膜组件里包含6个膜元件PROC10，具体如图9所示。优化后，一级膜浓缩单元依然采用两段式设计，其中第一段膜组件变为17个并联，第二段膜组件依然为9个并联，每个膜组件里包含6个膜元件PROC10。

图9 一级膜浓缩组件排布Fig.9 The arrangement of the first stage RO membrane elements

二级膜浓缩处理采用苦咸水反渗透膜单元(BWRO)，三级膜浓缩采用碟管式反渗透膜单元(DTRO)。BWRO单元也采用两段式设计，其中第一段包含6个并联的膜组件，第二段包含3个并联的膜组件，每个膜组件里包含6个膜元件PROC10，具体如图10所示。DTRO单元包含多个互相叠加的圆环形膜片，如图11所示。

优化后，二级膜浓缩单元也依然采用两段式设计，其中第一段膜组件变为5个并联，第二段膜组件依然为3个并联，每个膜组件里包含6个膜元件。DTRO单元不变。

4 技术性分析

通过计算流体力学分别模拟原始方案与优化方案，从而得到膜内离子污染分布，进而分析工艺优化前后进水条件的差异，如表1所示。由表1可以看出，优化方案与原始方案相比，优化方案进口压力比原始方案进口压力大约增加0.136 MPa，优化方案进水流量比原始方案进水流量增加0.49 m3/h。

原始方案和优化方案多级反渗透系统(第一段BWRO)中Ca2+整体的运行表现如图12所示，从图中可以看出膜元件内的Ca2+浓度沿程逐渐增高，比较优化方案与原始方案，膜元件内Ca2+浓度沿程分布基本没有差别并且Ca2+都在进口处发生沉积。

图12 优化方案与原始方案第一级第一段膜内Ca2+分布Fig.12 The Ca2+ distribution in the first section membrane element of the first stage for both optimized and original schemes

图13 优化方案与原始方案第一级第一段膜内分布Fig.13 The distribution in the first section membrane element of the first stage for both optimized and original schemes

原始方案和优化方案多级反渗透系统(第一段BWRO)中Mg2+整体的运行表现如图14所示，从图中可以看出膜元件内的Mg2+浓度沿程逐渐增高，比较优化方案与原始方案，膜元件内Mg2+浓度沿程分布基本没有差别并且Mg2+在整个过程中不发生沉积。

图14 优化方案与原始方案第一级第一段膜内Mg2+分布Fig.14 The Mg2+ distribution in the first section membrane element of the first stage for both optimized and original schemes

原始方案和优化方案多级反渗透系统(第一段BWRO)中Na+整体的运行表现如图15所示，从图中可以看出膜元件内的Na+浓度沿程逐渐增高，比较优化方案与原始方案，膜元件内Na+浓度沿程分布基本没有差别并且Na+在整个过程中不发生沉积。

图15 优化方案与原始方案第一级第一段膜内Na+分布Fig.15 The Na+ distribution in the first section membrane element of the first stage for both optimized and original schemes

图16 优化方案与原始方案第一级第一段膜内分布Fig.16 The distribution in the first section membrane element of the first stage for both optimized and original schemes

综上所述，优化方案多级反渗透系统膜内离子污染分布与原始方案基本保持一致，由此可以得出结论：优化方案与原始方案之间投入阻垢剂用量基本保持一致。

5 经济性分析

本次工艺优化对一级膜浓缩单元、二级膜浓缩单元进行了优化，三级膜浓缩单元维持原设计不变，对一级膜浓缩单元及二级膜浓缩单元进行经济性分析对比。

如表2所示，某煤矿矿井水多级膜浓缩单元处理规模为600 m3/h，优化后多级反渗透脱盐系统的回收率由96.5%提高到97%，由于回收率的提高，最终浓水量由21 m3/h下降到18 m3/h；整个系统一级膜浓缩和二级膜浓缩的元件数量从216支下降到204支，减少了12支，约占原始系统的5%，按照平均膜价4 000元/支计算，由于优化方案减少了12支膜，所以初始膜投入也相应减少48 000元。优化后的电力消耗仅比原始方案多了0.02 kW·h/m3。

表2 优化方案与原始方案主要参数对比

如表3所示，按照该煤矿总处理量为600 t/h，电价为0.86元/(kW·h)计算，优化方案比原始方案每小时需要多投入10.32元，优化方案的吨水电力消耗高0.017元/m3。在蒸发结晶处理费用上，按照成本79.09元/t浓水计算[8]，优化方案比原始方案要节省237.27元/h的投入，优化方案的吨水蒸发结晶成本低0.395元/m3。此时，与蒸发结晶处理节省的费用相比，电力所增加的投入可以忽略不计。

表3 优化方案与原始方案主要投入对比

6 结 论

(1)CFD技术可以有效模拟卷式RO膜元件和DTRO膜元件的工作状态，指导膜系统设计和运行维护。

(2)与原始方案相比，优化方案的多级反渗透系统膜内离子污染分布基本同原来一致，所以阻垢剂用量也不变，药剂费没有增加。

(3)优化后，BWRO单元和SWRO单元各减少6支膜，整个多级反渗透系统从216支下降到204支，减少了12支(约5%)，膜元件投资降低5%左右。

(4)与原始方案相比，矿井水回收率由96.5%增加到97%，吨水电力消耗升高了0.017元/m3，但吨水蒸发结晶费用降低了0.395元/m3，节省运行费用0.378元/m3，经济效益明显。