JP2014014743A - 塩排水の処理方法及びその処理装置 - Google Patents

Abstract

【課題】
低コストであることは勿論、低環境負荷で塩化ナトリウムを有効利用可能な物質に高収率、かつ、高効率で転換できること。
【解決手段】
本発明の塩排水の処理方法は、上記課題を解決するために、電解槽の負極室に挿入されている負極に生成される水酸化ナトリウムと二酸化炭素を接触させて炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを生成する曝気槽の温度をＴ１（℃）、該曝気槽で生成された炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを結晶化させ、固液分離により炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムの結晶と水溶液を分離して回収する析出槽の温度をＴ２（℃）、該析出槽で分離した炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムの水溶液を加熱して電解槽の負極室に供給する熱交換器の温度をＴ３（℃）とした時に、Ｔ２＜Ｔ１、Ｔ２＜４０.０（℃）、Ｔ２＜Ｔ３＜１００.３（℃）を同時に満足することを特徴とする。
【選択図】図１

Description

本発明は塩排水の処理方法及びその処理装置に係り、特に、塩化ナトリウムを含む排水の減容処理に好適な塩排水の処理方法及びその処理装置に関するものである。

油田、ガス田の採掘では、石油や天然ガスと共に塩分を含む随伴水が発生する。随伴水は、地盤沈下抑制等のため、通常、油田、ガス田の井戸に返送される場合が多い。しかし、採掘に用いる蒸気注入等の増大に伴い、井戸への返送量と比べて過剰量の随伴水が発生する場合については、近年、環境保護の観点から随伴水の処理により発生量を限りなくゼロに近づけるニーズが出てくる場合がある。また、海水淡水化においても、濃縮された塩水を海に返送することで環境への変動を招く場合もあり、塩を含む排水を出来るだけ低減することが望ましい。

これらの処理について、従来は、ＲＯ（Reverse Osmosis）膜や加熱による濃縮処理による塩化ナトリウム等の塩を含んだ排水（塩排水）量を低減する技術がある。

例えば、特許文献１では、排水の濃縮に必要となる電気、蒸気等を、ガスタービン等の内燃機関と発電機による電力供給、及び燃焼排ガスの熱による蒸気発生器による蒸気供給により賄う方式を取っている。この方式は、エネルギー使用効率の向上、二酸化炭素等の排気ガス発生量低減等が付随する課題が生じる。また、更に一歩進んで、塩排水の蒸発乾固によるＮａＣｌを中心とした塩の固体まで減容する方法も、特許文献１に記載されている。

これについては、廃棄物をできるだけ低減するためには減容だけでなく、廃棄物を有価物に転換して社会で引き取りやすい状態にするか、或いはできれば有効利用してもらうことで消化する工夫が追加されることが望ましい。

このような観点からは、固体塩まで減容の後、精製し食塩に転換するのは一つの有望な手段である。しかし、通常の食塩との製造コストと比較すると、様々な不純物除去工程を必要とする点で、排水から食塩を製造するのは経済的に著しく不利である。

また、廃棄物から回収した製品を口にすることの生理的な拒絶感の観点からは、できるだけ通常の製造プロセスに近い方式で人間の健康を含めた環境への負荷が低い形で利用される製品に、高効率で転換できることが望ましく、これを達成する技術が高収率と共に望まれていた。

塩化ナトリウムを含む水を他の有価物に転換する従来手法の一例に、電気分解による苛性ソーダと液化塩素の製造がある。

本手法は、次式に示す電気化学反応を利用して製造を行うものである。
［化１］
２ＮａＣｌ→２Ｎａ⁺＋２Ｃｌ⁻→２Ｎａ⁺＋Ｃｌ_２＋２ｅ⁻
［化２］
２Ｈ_２Ｏ+２ｅ⁻→２ＯＨ⁺＋Ｈ_２
この反応では、苛性ソーダ生成量と等モル量の電荷が必要となるので、大規模で継続的に実施する場合、膨大な直流電流が必要となる。また、塩化ナトリウム濃度について、電流の利用効率の観点からは低い方が望ましいが、設備規模の観点からは濃い方が望ましい。これらのバランスを考えると、塩化ナトリウム濃度は、１５重量％程度に調整すると電流利用効率を高い水準に維持しつつ、設備規模の低減を実現することができる。

また、塩素イオンが正極で酸化され塩素ガスとして揮発すると共に、残るナトリウムイオンは負極側に移行する。一方、負極側では水素イオンが還元され生成した水素ガスが揮発し、残された水酸化物イオンがナトリウムイオンと共に水酸化ナトリウム（苛性ソーダ）を生成する。

塩素ガスについては、通常、０〜１５℃への冷却による水分を中心とした不純物の凝縮（粗い精製）、濃硫酸への曝気による乾燥、圧縮や塩素沸点（−３４℃）以下への冷却による液化のプロセスを経て、液化塩素に変換される。液化塩素は、塩酸、塩化ビニル、次亜塩素酸塩等を合成する原料として用いられる。

なお、塩素ガスは腐食性かつ有害なため、特に乾燥前のガスを取り扱う設備、配管の材料（ガラスライニング材、テフロン（登録商標）シール等）の選定、ガスリークの検知等が必要となる。水素ガスについては、可燃ガスのため、電解槽内にとどまらないよう十分な排気、安全確保が必要である。

このように、効率の良い電解を行うためには、電源の確保、塩水の濃縮及び水素ガスの処理が必要となる。また、電気分解による苛性ソーダと液化塩素の製造技術を塩排水処理に適用する場合、これらに加えて、前述の電気、蒸気等のユーティリティのために必要なエネルギー使用効率の向上、二酸化炭素等の排気ガス発生量低減等を解決するための技術が必要であった。

国際公開第２０１２/００８０１３号

しかしながら、上述した従来の電気分解による苛性ソーダと液化塩素の製造技術では、効率の良い電気分解を行うためには、電源の確保、塩水の濃縮及び水素ガスの処理が必要となる。また、電気分解による苛性ソーダと液化塩素の製造技術を塩排水の処理に適用する場合は、電源の確保、塩水の濃縮及び水素ガスの処理に加えて、前述の電気、蒸気等のユーティリティのために必要なエネルギー使用効率の向上、及び二酸化炭素等の排気ガス発生量低減等を解決するための技術が必要であった。

本発明は上述の点に鑑みなされたもので、その目的とするところは、低コストであることは勿論、低環境負荷で塩化ナトリウムを有効利用可能な物質に高収率、かつ、高効率で転換できる塩排水の処理方法及びその処理装置を提供することにある。

本発明の塩排水の処理方法は、上記課題を解決するために、塩化ナトリウムを含む塩排水を濃縮して高濃度塩排水を製造する第１の工程と、前記塩排水を濃縮するために必要な電気エネルギーを発生させる第２の工程と、前記高濃度塩排水を正極室と負極室及びそれを隔てるイオン交換膜とから構成される電解槽に注入し、電極を用いて電気分解して水酸化ナトリウムを生成させる第３の工程と、前記水酸化ナトリウムに前記第２の工程で生じる排ガス中に含有される二酸化炭素を接触させることにより炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを得る第４の工程と、生成した炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを析出槽で結晶化させる第５の工程と、前記結晶化させた炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを固液分離により炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムの結晶と水溶液を分離して回収する第６の工程と、前記分離した水溶液を回収して熱交換器を通じて、前記分離水溶液を前記電解槽の負極室に供給する第７の工程とを含み、かつ、前記第４の工程を行う曝気槽の温度をＴ１（℃）、前記第５の工程を行う析出槽の温度をＴ２（℃）、前記第７の工程を行う熱交換器の温度をＴ３（℃）とした時に、下記（式１）と（式２）及び（式３）を同時に満足することを特徴とする。

（式１）：Ｔ２＜Ｔ１
（式２）：Ｔ２＜４０.０（℃）
（式３）：Ｔ２＜Ｔ３＜１００.３（℃）
また、本発明の塩排水の処理装置は、上記課題を解決するために、塩化ナトリウムを含む塩排水を濃縮する濃縮装置と、正極室と負極室及びそれを隔てるイオン交換膜から形成され、前記濃縮装置で濃縮された塩排水を電気分解する電解槽と、前記濃縮装置での塩排水の濃縮及び前記分解層での塩排水の電気分解を実施するために必要な電気エネルギーを発生させる発電機と、前記電解槽の負極室に挿入されている負極に生成される水酸化ナトリウムと二酸化炭素を接触させて炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを生成する曝気槽と、該曝気槽で生成された前記炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを結晶化させ、固液分離により炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムの結晶と水溶液を分離して回収する析出槽と、該析出槽で分離した前記炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムの水溶液を加熱して前記電解槽の負極室に供給する熱交換器とを備え、
前記曝気槽と析出槽及び熱交換器は、前記曝気槽の温度をＴ１（℃）、前記析出槽の温度をＴ２（℃）、前記熱交換器の温度をＴ３（℃）とした時に、下記（式１）と（式２）及び（式３）を同時に満足する関係にあることを特徴とする。

（式１）：Ｔ２＜Ｔ１
（式２）：Ｔ２＜４０.０（℃）
（式３）：Ｔ２＜Ｔ３＜１００.３（℃）

本発明によれば、低コストであることは勿論、低環境負荷で塩化ナトリウムを有効利用可能な物質に高収率、かつ、高効率で転換できる効果を得ることができる。

本発明の塩排水の処理装置の実施例１を示すシステム構成である。 本発明の塩排水の処理装置の実施例２を示すシステム構成である。 本発明の塩排水の処理装置の実施例１及び２に採用される電解槽の例を示す斜視図である。 図３の平面図である。 本発明の塩排水の処理装置の実施例１及び２に採用される電解槽の他の例を示す斜視図である。 本発明の塩排水の処理装置の実施例１及び２に採用される電解槽の更に他の例を示す斜視図である。 本発明の塩排水の処理装置の実施例１及び２に採用される電解槽の更に他の例を示す斜視図である。 曝気槽と析出槽の温度差に伴う炭酸ナトリウムの回収量を示す特性図である。 本発明における炭酸ナトリウムの水への溶解度の温度依存性を示す特性図である。 本発明における二酸化炭素の水への溶解度の温度依存性を示す特性図である。 本発明の塩排水の処理装置を、実際の石炭ガス田に適用する例を示す図である。

上記課題を解決するための手段について、本発明者等が鋭意検討した結果、濃縮装置から排出される塩化ナトリウムを含む塩排水を、電解槽で電気分解して水酸化ナトリウムを得、これに燃焼排ガスを曝気して、燃焼ガスに含まれる二酸化炭素を吸収させ、水酸化ナトリウムと反応させることで、炭酸水素ナトリウム（重曹、ＮａＨＣＯ_３）及び/又は炭酸ナトリウム（Ｎａ_２ＣＯ_３）を生成させて二酸化炭素を固定化し、これら生成物を効率よく回収するようにした塩排水の処理方法及びその処理装置の発明に至ったものである。

特に、本発明では、生成した炭酸水素ナトリウム及び/又は炭酸ナトリウムを結晶化させる析出槽、析出させた後に分離した水溶液を、熱交換器を介して電解槽に再供給するシステムを設けることが重要であり、更に、曝気槽（構成によっては電解槽）、析出槽、熱交換器の温度を制御することで、炭酸水素ナトリウムや炭酸ナトリウムを効率よく回収することがポイントである。

上記塩排水の処理装置を、実際の石炭ガス田に適用する例を図１１に示す。該図に示す塩排水処理システムは、石炭ガス田に随伴する塩排水を処理するＲＯ膜システム、ＭＥＤ（Multi Effect Distillation）システムによって上水を得るシステムと、このシステムを駆動させる電力・熱供給システムと、上記ＭＥＤシステムで生じる高濃度塩排水を処理して炭酸ナトリウム、炭酸水素ナトリウムなどの有価塩を得る電解・減容システムと、電解によって生じる塩素ガスを処理する塩素精製・液化システムとから構成される。

図１１において、１０１はガス田、１０２はガス処理装置、１０３は吸水ポンプ、１０４はストレーナ、１０５はＭＦ膜、ＵＦ膜等の前処理装置、１０６は加圧空気タンク、１０７はアルカリ供給タンク、１０８は酸供給タンク、１０９は中和タンク、１１０は高圧水ポンプ、 １１１はＲＯ膜淡水化装置、１１２は薬品洗浄/排水処理装置、１１３は圧力エネルギー回収装置、１１４は逆洗装置（ブロア）、１１５は製品ガス供給ブロア、１１６はＭＥＤ装置、１１７は熱交換器、１１８は放熱部、１１９、１２０はエジェクタ、１２１はガスタービン、１２２、１４８は発電機、１２３は排熱回収ボイラ、１２４、１２５、１２６は送液ポンプ、１２７は変圧器、１２８は電解槽、１２９はスクラバ、１３０、１３４は粉体分離機、１３１、１３２は送液ポンプ、１３３はＣＯ_２吸収装置、１３５は炭酸ソーダ槽、１３６は熱交換式冷却器、１３７は気液分離器、１３８は乾燥機、１３９は濃硫酸槽、１４０、１４１、１４２、１４５、１５２は送液ポンプ、１４３は硫酸濃縮槽、１４４は塩素ガス液化装置、１４６は液化塩素槽、１４７は蒸気タービンである。

電気分解で得られる水酸化ナトリウムに燃焼排ガスを曝気することで、燃焼排ガスに含まれる二酸化炭素を吸収させ、苛性ソーダと反応させることで炭酸水素ナトリウム（重曹、ＮａＨＣＯ_３）及び/又は炭酸ナトリウム（Ｎａ_２ＣＯ_３）を生成させて二酸化炭素を固定化し、これを回収する際、苛性ソーダの水溶液に変換することで塩化ナトリウムの水溶液と比べて、二酸化炭素の溶解吸収量が増大する。

曝気の方法については、電解槽に直接曝気を実施する方法、電解槽から曝気槽へ排出されたアルカリ溶液に曝気する方法等がある。電解槽に直接曝気を実施する方法においては、例えば、曝気槽が電解槽の負極室と同一である場合である。

電解槽で直接曝気する場合や電解槽から排出されたアルカリ溶液に曝気する場合、電解や燃焼排ガスの熱により反応液の温度が高くなるため、ＮａＨＣＯ_３やＮａ_２ＣＯ_３の溶解度が増大し溶液として回収できるメリットがある。電解槽から排出されたアルカリ溶液に曝気する方法については、例えば、エジェクタを用いて溶液の流速及び流路狭化に伴う負圧により排ガスを引き込み溶解する方式等がある。

また、アルカリ溶液に曝気する場合、通常、１５０−２００℃程度は、ある燃焼排ガスの温度を予め下げておく必要がある。この熱エネルギーを有効利用する観点からは、排ガス排熱で液中の水分を蒸発除去し、ＮａＨＣＯ_３、Ｎａ_２ＣＯ_３を乾燥させるアイデアを本発明者等は着想した。

これにより、排ガスの熱を利用して固体として最終製品を回収可能と出来る。その際、蒸発するのは自由水だけでなくＮａＨＣＯ_３、Ｎａ_２ＣＯ_３の結晶水も脱揮可能となる。また、最終製品としてガラス原料であるＮａＨＣＯ_３を想定する場合、ガラス製造時の高温工程での安全性の観点からは結晶水が除去されていることが望ましい。

特に、本発明では塩排水を、電気分解により水酸化ナトリウムを生成し、この塩化ナトリウムと二酸化炭素を反応させて炭酸水素ナトリウム及び/又は炭酸ナトリウムを生成する効率を高めるものである。以下、その詳細について説明する。

本発明の塩排水の処理装置の実施例１を説明する。

図１は、本発明の塩排水の処理装置の実施例１を示すものである。該図に示す如く、本実施例の塩排水の処理装置は、電解槽１４等の電解機構、ＭＥＤ（蒸発濃縮装置）２、発電機２４から成る発電機構及び演算装置１からなる制御機構を備えている。

そして、図１に示す如く、塩排水４１及び電解槽１４からの高濃度塩水２９は、ポンプ７等によってＭＥＤ２に供給され、ここで濃縮及び浄化されて上水３０と高濃度塩排水２８とに分離される。なお、分離された上水３０は、負極側に供給することも可能である。

分離された高濃度塩排水２８は、電解槽１４に供給される。この時、ＭＥＤ２を運転する電力は、ガスタービン１２で駆動される発電機２４から供給される電気エネルギー２３である。ガスタービン１２及び発電機２４は、動力が不足する場合等は必要に応じて、その台数を２台以上に増やしてよい。また、このように複数台のガスタービンを備えることにより、不良時のバックアップとして利用することができる。

上記のように、ＭＥＤ２から電解槽１４に供給された高濃度塩排水２８が電解槽１４の正極室に、また、熱交換器１３によって加熱された炭酸ナトリウム水溶液３４が電解槽１４の負極室にそれぞれ供給される。

電解槽１４においては、正極室の高濃度塩排水２８と負極室の炭酸ナトリウム水溶液３４は、正極室及び負極室に挿入された電極から流れる電流により電気分解され、それぞれ高濃度塩水２９と水酸化ナトリウム水溶液２６に変換される。また、正極室及び負極室には、水位を計測する水位計（＋）３及び水位計（−）４と、塩濃度を計測する塩濃度計（＋）５及び塩濃度計（−）６がそれぞれ設置されており、この水位計（＋）３及び水位計（−）４と塩濃度計（＋）５及び塩濃度計（−）６で計測された計測値は、演算装置１に入力されている。更に、本実施例では、電解槽１４の正極室の塩素イオン濃度を測定する塩素イオン濃度計（＋）３１を備え、測定した正極室の塩素イオン濃度のデータを、演算装置１に入力するようになっている。

その電解槽１４での電気分解時に正極室で発生した塩素ガス１８は、冷却器８に供給され、この冷却器８で冷却された後に、ミストセパレータ９にて水蒸気と塩類とに分離・洗浄される。その後、濃硫酸１９が供給される乾燥塔１０で乾燥された後、冷却器１１にて冷却・加圧され、タンクに液体塩素２１として貯蔵される。発生した水素は、ガスタービン１２に燃料として供給される。電解槽１４の正極室から排出された高濃度塩水２９は、再度、ＭＥＤ２に供給され、濃縮される。なお、２０は、乾燥塔１０からの廃硫酸の経路である。

一方、電解槽１４の負極室では、上記反応により水酸化ナトリウム水溶液２６となっており、ポンプ７を通じて曝気槽１５に導入される。この曝気槽１５で、水酸化ナトリウム水溶液２６に、ＣＯ_２吹込み部１６から導入された二酸化炭素を含む排ガス２５に接触させることにより、水酸化ナトリウム水溶液２６と排ガス２５中の二酸化炭素が反応し、炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウムに変換が可能である。この曝気槽１５で生成した炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウム水溶液を析出槽４２に導入する。

析出槽４２では、曝気槽１５と異なる温度設定にし、物質の水への溶解度の温度依存性を利用することにより、炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウムを析出させる。例えば、図８に示すように、曝気槽１５の温度をＴ１、析出槽４２の温度をＴ２と設定することで、溶解度の差分Ｗ１−Ｗ２に相当する量を回収することができる。

本実施例では、析出槽４２での析出物を回収する手段として、遠心分離機構１７を用いている。遠心分離機構１７により固液物から析出物と水溶液を効率よく分離、回収することができる。

次に、ガスタービン１２には、電解槽１４の正極室から水素ガス２２が燃料として供給され、ガスタービン１２で発電機２４を駆動することにより発電を行う。発電機２４により生成された電気エネルギー２３は、ＭＥＤ２及び電解槽１４の運転に使用される。

本実施例では、このような発電機２４からの電気エネルギー２３やガスタービン１２からの排熱、ＭＥＤ２からの高濃度塩排水２８などを利用することで、従来、無駄にしていたエネルギーから炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウムなどの有価物を生成することが目的である。

本実施例の目的の炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウムの固形物を、効率よく回収するための重要なポイントは、前述した曝気槽１５、析出槽４２、熱交換器１３の温度をそれぞれＴ１、Ｔ２、Ｔ３とした時に、次の関係を同時に満たすことである。

（式１）：Ｔ２＜Ｔ１
（式２）：Ｔ２＜４０℃
（式３）：Ｔ２＜Ｔ３＜１００.３（℃）
ここでは、水に対する溶解度の温度依存性を利用して、目的物を析出・回収する。一般には、水溶液の温度が高いほど溶解度が高く、逆に温度が低い程溶解度は低い。

従って、効率よく目的物を析出させるためには、析出槽４２の温度（Ｔ２）を曝気槽１５の温度（Ｔ１）よりも低く設定する必要がある（Ｔ２＜Ｔ１）。この条件が（式１）に相当する。

図９に、本実施例における炭酸ナトリウムの水への溶解度の温度依存性を示す。図９に示す温度における溶解度の差分を回収できる。この炭酸ナトリウムの溶解度曲線から、４０℃近傍に最大値を有し、それ以上の温度では溶解度がほとんど変化しないことがわかる。

即ち、（式１）の条件を満足しても、Ｔ２が４０℃以上の場合には、Ｔ１とＴ２の温度差による溶解度差がほとんどないため、析出槽４２での析出が困難である。Ｔ２が４０℃より低い場合に、溶解度差による目的物の析出が期待できる。このことから、上記（式２）を導き出すことができる。

更に、熱変換器１３の温度（Ｔ３）は、少なくとも析出槽４２の温度（Ｔ２）よりも高い必要がある。Ｔ３がＴ２より低い条件では、熱交換器１３で炭酸水素ナトリウム２７や炭酸ナトリウムが析出してしまうことになる。この場合、例えば、熱交換器１３の近辺の配管が詰まってしまうなど、連続システムとして不具合を生じてしまう。

一方、Ｔ３の上限は１００.３℃となる。これは熱交換器１３を通過する水溶液を沸騰させない温度である。一般には、水の沸点は１００℃であるが、ここでの水溶液には、炭酸ナトリウムが僅かに溶解して残存しているために、沸点上昇が考えられる。

図９に示す炭酸ナトリウムの溶解度曲線から、析出槽４２の温度Ｔ２を０℃に設定したとしても、水１００ｇに対して６ｇの炭酸ナトリウムが溶存している。この値を用いて、沸点上昇を計算すると、沸点上昇度ΔＴ＝０.３４℃（＝０.５１５Ｋ ｋｇ/ｍｏｌ×０.６６ｍｏｌ/ｋｇ）と算出できる。

従って、少なくともＴ３は１００.３℃以下であれば、水溶液が沸騰することなく、熱交換器１３を通過することができる。これらのことから、上記（式３）が導かれる。

以上のことから、本実施例においては、効率よく炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウムを効率よく析出、回収するためには、少なくとも上記（式１）、（式２）、（式３）を同時に満たす必要がある。

また、更に炭酸ナトリウムなどを効率よく回収するために、次の（式４）を満足することが望ましい。

（式４）：３５.０＜Ｔ１＜４５.０（℃）
本実施例では、先に述べたように曝気槽１５の温度Ｔ１は、少なくとも析出槽４２の温度Ｔ２より高い温度であれば、溶解度の観点からは、温度が高い程よい。しかし、炭酸水素ナトリウム２７や炭酸ナトリウムの生成を考慮すると、（式４）の条件が必要となる。

本実施例では、曝気槽１５に二酸化炭素を含む排ガス２５を吹き込むことによって、炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウムを生成している。この二酸化炭素の水への溶解度は、図１０に示す温度依存性の通りである。即ち、温度が低いほど、二酸化炭素の溶解度は高くなる。例えば、０℃における二酸化炭素の溶解度は、６０℃における溶解度の約４倍である。つまり、二酸化炭素の溶解度を上げることで、曝気槽１５における炭酸水素ナトリウム２７や炭酸ナトリウムの生成を促進することができる。

このことから、曝気槽１５の温度Ｔ１は、（１）二酸化炭素の溶解度を高くすること、（２）炭酸水素ナトリウム２７の溶解度を高くすることの二つを両立できる温度範囲が望ましい。上記（式４）の温度範囲において、（１）と（２）を同時に満足することができる。更には、曝気槽１５の温度Ｔ１は、溶解度が最大となる４０℃近傍が望ましい。

更に、析出槽４２の温度Ｔ２の下限値は次のように考える。炭酸ナトリウムなどの析出を考えると、曝気槽１５の温度Ｔ１との差が大きい方がよい。即ち、析出槽４２の温度Ｔ２は低い程よい。しかし、析出槽４２の温度Ｔ２にも下限値を考える必要がある。極度に低い温度に設定した場合には、目的の炭酸ナトリウムの析出だけに留まらず、水溶液そのものが凝固してしまう懸念がある。

本実施例では、この点を考慮して、以下のように析出槽４２の温度Ｔ２の下限値を設定した。即ち、水溶液そのものが凝固する温度を下限値とした。析出槽４２の温度Ｔ２を０℃まで低下させて、目的の炭酸ナトリウムを析出した水溶液において、炭酸ナトリウムは６ｇ程度溶解している（図９）。

このような水溶液では、炭酸ナトリウムが不純物として、凝固点降下を生じるため、通常の０℃では水溶液は凝固しない。この水溶液の凝固点降下を計算すると次のように算出できる。

ΔＴ＝Ｋｆ×ｍ=１.８６×０.６６＝１.２（Ｋ）
ここで、ΔＴは、凝固点降下（Ｋ）、Ｋｆは凝固点降下係数、ｍは炭酸ナトリウムのモル濃度である。

このことから、本水溶液では−１.２℃までは凝固しないということがわかる。従って、析出槽４２の温度Ｔ２、曝気槽１５の温度Ｔ１に対して低いほどよいが、その下限値は水溶液が凝固しない−１.２℃であることがわかる。

これより（式５）を決定した。

（式５）：−１.２＜Ｔ２（℃）
また、本システムを運用する上で、曝気槽１５の温度Ｔ１が（式６）に示すような環境になる場合がある。即ち、曝気槽１５の温度Ｔ１が４０℃より低い場合である。このような場合には、特に（式７）に記載した条件が必須となる。つまり、熱交換器１３の温度Ｔ３を、曝気槽１５の温度Ｔ１よりも高い温度に設定する必要がある。

（式６）：Ｔ１＜４０（℃）
（式７）：Ｔ１＜Ｔ３
例えば、図１に示すように、回収された水溶液は、熱交換器１３を介して曝気槽１５に再供給される。従って、熱交換器１３からの水溶液温度は、曝気槽１５の水溶液温度に影響を及ぼす。曝気槽１５の温度Ｔ１が４０℃よりも高い温度範囲では、熱交換器１３からの水溶液の流入によって、温度が多少変化しても曝気槽１５内での炭酸ナトリウムの析出が生じることはほとんどない。これは、図９の炭酸ナトリウムの溶解度曲線が示すように、曝気槽１５の温度Ｔ１が４０℃以上では、溶解度がほとんど変化しないためである。

しかし、曝気槽１５の温度Ｔ１が４０℃以下の場合には、溶解度が温度に大きく依存するため、熱交換器１３からの流入によって曝気槽１５内の温度が下がってしまうと、曝気槽１５内で炭酸ナトリウムが析出するという問題を生じる。これを解決するためには、熱交換器１３の温度を、少なくとも曝気槽１５の温度よりも高く設定しておく必要がある。これらのことから、上記（式６）の環境の場合には、（式７）を満足しておく必要がある。

なお、析出槽４２で分離した水溶液を、熱交換器１３を介して、再度、電解槽１４の負極室に供給してもよい。分離した水溶液には、炭酸水素ナトリウム２７や炭酸ナトリウムが一部残存して溶解しており、再度、電解槽１４の負極室に戻して、析出工程を通過させることで、さらに効率よく炭酸水素ナトリウム２７や炭酸ナトリウムを回収することができる。

また、析出槽４２の温度Ｔ２は、上述したように、調整する必要があり、例えば、曝気槽１５よりも低く設定する必要がある。室温より高い温度が必要な場合は、発電機２４からの電気エネルギー２３を利用して水溶液を加温できる。一方、室温より温度を下げるためには、冷凍機のような冷却機能が必要となる。一般的な冷凍機の場合には、発電機２４からの電気エネルギー２３を利用してもよい。また、次のような吸収式冷凍機を利用する場合には、例えば、ガスタービン１２からの排熱も利用できる。

吸収式冷凍機は、吸収力が高い液体に冷媒を吸収させて、その時に発生する低圧によって、冷媒を気化させて低温を得る冷凍機である。吸収力の高い液体には、例えば水を利用し、冷媒には、例えばアンモニアを利用するものがある。このような冷凍機では、排熱を冷凍装置に投入することにより、冷水を得ることができる。ガスタービン１２などからの排熱を利用して、吸収式冷凍機で得られた冷水を利用することで、析出槽４２を冷却することができる。

このような本実施例の構成とすることにより、塩排水を電気分解により水酸化ナトリウムを生成し、この水酸化ナトリウムと二酸化炭素を反応させることで、炭酸水素ナトリウム（重曹）２７及び/又は炭酸ナトリウムを生成する効率を高めることができる。

従って、本実施例により、低コストであることは勿論、低環境負荷で塩化ナトリウムを有効利用可能な物質に高収率、かつ、高効率で転換できる効果が得られる。また、塩排水処理において、より有価性の高い塩を優先的に製造することが可能となり、かつ、塩排水中の塩濃度を最低限にすることが可能となる。更に、本設備に使用する電力を賄うために設置される化石由来燃料のタービンで駆動される発電機から排出される二酸化炭素量を低減できるほか、排水の温度を低温化でき、環境に対する影響を少なくすることができる。

次に、本発明の塩排水の処理装置の実施例２を説明する。

図２は、本発明の塩排水の処理装置の実施例２を示すものである。

上述した実施例１においては、電解槽１４の負極室と曝気槽１５は異なるものであるが、図２に示す本実施例では、電解槽１４の負極室が曝気槽１５を兼ねた構成となっている。

このような本実施例では、二酸化炭素を含む排ガス２５を電解槽１４の負極室に導入し、負極室の中で二酸化炭素を水酸化ナトリウムに接触させることにより、炭酸水素ナトリウム及び/又は炭酸ナトリウムに変換する。電解槽１４の負極室で生成した炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウム水溶液を析出槽４２に導入し、析出槽４２では、曝気槽を兼ねている電解槽１４の負極室と異なる温度設定にし、物質の水への溶解度の温度依存性を利用することにより、炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウムを析出させる。

本実施例では、析出槽４２での析出物を回収する手段として、遠心分離機構１７を用いているので、遠心分離機構１７により固液物から析出物と水溶液を効率よく分離、回収することができ、炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウムを得ることができる。

なお、本実施例では、曝気槽を電解槽１４の負極室が兼用していることから、温度Ｔ１は、電解槽１４の負極室の温度となる。

このような本実施例の構成としても、実施例１と同様な効果が得られることは勿論、曝気槽が無い分構成が簡略化され、コスト低減に繋がるメリットがある。

図３及び図４に、本発明の実施例１及び２に採用される電解槽の一例を示す。該図において、２００は電解槽を構成する電解セル、２０１は正極室、２０２は負極室、２０３は正極室２０１に充填される高濃度塩水、２０４は負極室２０２に充填される負極電解水、２０５は正極、２０６は負極、２０７は正極室２０１の温度センサ、２０７´は負極室２０２の温度センサ、２０８は正極室２０１の塩濃度センサ、２０８´は負極室２０２の塩濃度センサ、２０９は塩素ガス、２１０は塩素ガスの回収口、２１１は水素ガスの排出口、２１２は負極電解水２０４の導入口、２１３は高濃度塩水の導入口、２１４は水素ガス、２１５は負極電解水２０４の排出口、２１６は正極高濃度塩水の排出口、２１７は正極室の水位計、２１８は負極室の水位計、２１９は正極端子、２２０は負極端子、２２１はイオン交換膜である。

そして、正極室２０１と負極室２０２はイオン交換膜２２１のみを介して隣接して設置され、正極２０５と負極２０６は、それぞれ正極室２０１、負極室２０２内のイオン交換膜２２１に隣接し、かつ、イオン交換膜２２１と並行に敷設される。正極２０５と負極２０６には、それぞれの正極端子２１９、負極端子２２０が設けられている。正極２０５及び負極２０６には、銅、白金、金、イリジウム酸化物等の板が好ましく、これらは集電体上に設置される網目状でもよい。また、正極２０５と負極２０６は、電気分解時の抵抗による損失を極力小さくするために、イオン交換膜２２１の極力近くに配置されることが好ましい。

イオン交換膜２２１は、ナトリウム等の陽イオンを選択的に透過させる半透過膜が用いられる。この膜によって、ナトリウムイオンは正極から負極側に移動するが、塩化物イオンや水酸化物イオンは、この膜を透過できないため、正極室２０１には塩素が、負極室２０２には水酸化ナトリウムが蓄積される。仮に、このイオン交換膜２２１がない場合には、正極で生成した塩化物イオンと水酸化物イオン、ナトリウムイオンが反応し、次亜塩素酸ナトリウム等が生成するため、好ましくない。

正極室２０１には、高濃度塩水２０３を導入するための導入口２１３と排出口２１６が設けられ、高濃度塩水２０３の入排水が行われる。また、負極室２０２には、負極電解水２０４を導入するための導入口２１２と排出口２１５が設けられ、負極電解水２０４の入排水が行われる。ここで負極電解水２０４は、電気分解を低抵抗で行うために導入されるものであり、ナトリウムイオン等を多く含む塩水である。

更に、正極室２０１には、電気分解で生じる塩素ガス２０９を回収する回収口２１０が設けられ、また、負極室２０２には、電気分解で生じる水素ガス２１４を回収する回収口２１１が設けられている。

また、正極室２０１及び負極室２０２には、それぞれ温度センサ２０７、２０７´、塩濃度センサ２０８、２０８´、水位計２１７、２１８が設けられている。これらで計測される温度、塩濃度、水位は、実施例１及び２に示す演算装置１にデータとして転送される。

このように構成される電解槽１４は、正極２０５と負極２０６の間に電界を生じさせると、イオン交換膜２２１を挟んで電流が生じ、ナトリウムイオンが正極２０５側から負極２０６側に流れ、それぞれの電極で上述した化１、化２の電気化学反応が生じて、正極２０５側に塩素が発生し、負極２０６側に水素が発生するのと同時に水酸化ナトリウムが形成され、負極室２０２内の負極電解水２０４中に蓄積されるものである。

この電解セル２００は、通液した高濃度塩水２０３を効率よく電解するため電極に対する体積を小さく設けることが好ましく、処理液の量を稼ぐためには、この電解セル２００を、複数個並列に設置して電界を行うことが好ましい。

図５に、本発明の実施例１及び２に採用される電解槽の他の例を示す。該図に示す例は、負極室２０２内に、発電機２４からの二酸化炭素を含む排ガス２５を曝気し、負極室２０２内の負極電解水２０４に生成した水酸化ナトリウムと二酸化炭素を負極室２０２内で反応させ、炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウムを得るための電解槽である。なお、図５において、２２２は二酸化炭素の導入口、２２３は二酸化炭素の吹き出し口である。

図５に示す電解セル２００を用いることにより、負極側に生成した水酸化ナトリウムに直接二酸化炭素を反応させて、炭酸水素ナトリウム２７及び/又は炭酸ナトリウムを生成することが可能となる。

図６に、本発明の実施例１及び２に採用される電解槽の更に他の例を示す。該図に示す例は、図３及び図４に示した電解セル２００を、複数個並列に並べて形成した電解槽を示すものである。

図６において、２００は電解セル、２２４は各電解セルの負極室で発生する水素を回収する回収管、２２５は各電解セル２００の正極室で発生する塩素を回収する回収管、２２６は負極電解水２０４の導入管、２２７は正極室に導入する高濃度排塩水の導入管、２２８は負極電解水２０４の排出管、２２９は正極室の高濃度塩排水の排出管である。

図６では、図３に示した電解セル２００を８セル並列に接続した場合の例について示すが、並列のセル数は特にこれに限定されず、８０セル〜１００セルといった大容量の電解槽を形成することも可能である。

図６に示す例では、水素の回収管２２４は、各電解セル２００の負極室に設けられる回収口２１１を並列に接続する管であり、再度ガスタービン１２の燃料として供給され、必要に応じて図示しないブロア等の動力により排気する。

塩素の回収管２２５は、各電解セル２００の正極室に設けられる塩素ガスの回収口２１０を並列に接続する管であり、図１及び図２の冷却器８、１１、ミストセパレータ９、乾燥塔１０で構成される塩素処理部に導入され、液体塩素２１となり、最終的には有価物として搬出される。必要に応じて図示しないブロア等の動力により排気する。

また、負極電解水２０４の導入管２２６、及び正極に導入する高濃度塩排水の導入管２２７を通して、これらの液が別途設けられる送液ポンプ等の動力により電解セル２００に供給される。また、負極電解水２０４の排出管２２８を通して別途設けられる送液ポンプ等の動力により負極電解水２０４は、炭酸ナトリウム又は炭酸水素ナトリウム回収部に送液され、正極室に充填される高濃度塩水２０３は、正極の高濃度塩排水の排出管２２９を通して、ＭＥＤ２又は負極室２０２に導入される。

図７に、本発明の各実施例に採用される電解槽の更に他の例を示す。該図に示す例は、図５に示した二酸化炭素を曝気する機構を有する電解セル２００を、複数個並列に並べて形成した電解槽を示すものである。

図７において、２３０は二酸化炭素を含む排ガス２５の導入管である。この導入管２３０は、各電解セル２００の二酸化炭素の導入口２２２同士を並列に接続するための管であり、必要に応じて図示しないブロア等の動力を用いて導入される。

図５及び図７に示す二酸化炭素の曝気を負極室内で行う場合には、排ガス２５中に含まれる窒素、酸素、水分、未反応の二酸化炭素が負極内に導入され、水素の排気管２２４からガスタービン１２に燃料である水素と一緒に送気されるが、これらのガスが混合していてもガスタービン１２の燃焼には問題は生じない。

以下、本発明者等による適用例について説明する。

以下に示す適用例では、図２に示した実施例２の塩排水の処理装置を利用する。この実施例２の塩排水の処理装置では、曝気槽を電解槽の負極室が兼ねているものである。これら塩排水の処理装置で、曝気槽の温度Ｔ１、析出槽の温度Ｔ２、熱変換器の温度Ｔ３の設定が、適用例ごとに異なる。
≪適用例１≫
図２及び図１１に示すシステムで、ガス田から排出される随伴水を処理する適用例について説明する。

本適用例では、電解槽の負極室にて、二酸化炭素ガスの導入を行う。即ち、曝気槽を電解槽の負極室が兼用していることから、曝気槽と電解槽の負極室は同一である。

曝気槽の温度Ｔ１、析出槽の温度Ｔ２、熱交換器の温度Ｔ３をそれぞれ８０℃、２０℃、４０℃に設定する。これは上述した（式１）と（式２）及び（式３）を同時に満足する条件である。

随伴水をＲＯシステム、ＭＥＤを通すことにより、濃縮された高濃度塩排水を得る。この高濃度塩排水を分析したところ、陽イオン種、陰イオン種の濃度は、下記の通りである。

陽イオン種：
Ｎａ ５９、０００ｍｇ/Ｌ、
その他の陽イオン ７００ｍｇ/Ｌ以下。

陰イオン種：
Ｃｌ ７７、２００ｍｇ/Ｌ、
ＣＯ_３ １８１ｍｇ/Ｌ、
ＨＣＯ_３ ２３、０００ｍｇ/Ｌ、
その他の陰イオン ７００ｍｇ/Ｌ以下。
また、ＣＯＤは３００ｍｇ/Ｌ以下である。

以上より、高濃度塩排水中には、水以外は塩化ナトリウム（１２８、０００ｍｇ/Ｌ：１Ｌ中に１２.８ｇ（２.２モル））、炭酸ナトリウム（２４７ｍｇ/Ｌ：１Ｌ中に０.２４７ｇ（０.００３２モル））、炭酸水素ナトリウム（３２、０００ｍｇ/Ｌ：１Ｌ中に３２ｇ（０.３８モル））からなる物質が主に含まれている。従って、本適用例は、塩化ナトリウム濃度が１０％を超える場合である。

この塩排水を、図３に示す電解セル２００の正極室２０１に投入する。また、負極室２０２には、６０、０００ｍｇ/Ｌの炭酸ナトリウム水溶液を投入する。これは、図２に示す遠心分離機構１７を通過したあとの電解水濃度である。電解セル２００の正極側、負極側の内法は、どちらも１ｍ×１ｍ×０.０１ｍであり、容積は１０Ｌである。両者の投入時の水温は７０℃である。

ここで、電圧３Ｖ、電流６０Ａを通電する。すると、正極から塩素ガスの気泡が発生し、電気分解が進行する。電気分解の進行に伴い、正極室２０１のナトリウムイオンが負極室２０２に移動して正極室２０１のナトリウムイオン濃度が低下するが、ナトリウムイオン濃度調整機構により、正極室２０１と負極室２０２のナトリウム濃度差が３％以上なので、この状態を定常状態として高濃度塩排水を流入させ、安定運転状態となる。

このとき、正極室２０１からは、９０、０００ｍｇ/Ｌの塩化ナトリウムの高濃度塩水が排出口から排出され、ＭＥＤ２に再度投入する。これに従って、３８、０００ｍｇ/Ｌの塩化ナトリウムに相当する量のナトリウムが負極室２０２に移動することを示す。

これに伴って、負極室２０２のナトリウムイオン濃度は、７２、０００ｍｇ/Ｌとなる。これは、初期の６０、０００ｍｇ/Ｌに比べて、１２、０００ｍｇ/Ｌナトリウムイオンが増加することを示す。これにより負極室２０２には、２１、０００ｍｇ/Ｌの水酸化ナトリウムが生成することが分かる。

ここに、ガスタービン１２の排ガス２５を吹き込み、水酸化ナトリウムの炭酸ナトリウム化を実施すると共に、結晶化して粉末（炭酸水素ナトリウム２７）として、タンクに回収する。

本適用例で使用した排ガス組成を、下記に示す。
（排ガス組成）
Ｎ_２：７０.０％
Ｏ_２：１３.０％
ＣＯ_２：３.４％
Ｈ_２Ｏ：１１.０％
Ａｒ：０.９％
その他：１１.７％
ガスタービン１２から排出された直後のガス温度は３３０℃である。このガスは、熱交換器１３を介して電解槽１４の負極室に送気されるが、熱交換器１３を通過後の温度は１８０℃である。二酸化炭素濃度は０.０１％以上であるので、正常な運転状況となる。このとき回収できた炭酸ナトリウムは、この電解槽１４に通液する高濃度排塩水の通液量が１００Ｌのとき、５.５ｋｇとなる。

この電解セル２００を、図７に示すように８６セル並列化し、８、６００Ｌの処理を行う場合、４７３ｋｇの炭酸ナトリウムを回収できる。
≪適用例２≫
本適用例では、適用例１と比較して、曝気槽の温度Ｔ１、析出槽の温度Ｔ２、熱交換器の温度Ｔ３の設定が異なるのみで、その他システムは適用例１と同様である。

本適用例では、温度設定をそれぞれＴ１＝４０℃、Ｔ２＝２０℃、Ｔ３＝４０℃とする。この条件は、上記（式１）と（式２）及び（式３）に加え、（式４）を満足する。

排水組成、ガス組成、電解条件は適用例１と同一である。

このとき回収できた炭酸ナトリウムは、電解槽１４に通液する高濃度排塩水の通液量が１００Ｌのとき、６.０ｋｇとなる。

この電解セル２００を、図７に示すように８６セル並列化し、８、６００Ｌの処理を行う場合、５１６ｋｇの炭酸ナトリウムを回収できる。
≪適用例３≫
本適用例では、適用例１と比較して、曝気槽の温度Ｔ１、析出槽の温度Ｔ２、熱交換器の温度Ｔ３の設定が異なるのみで、その他システムは適用例１と同様である。

本適用例では、温度設定をそれぞれＴ１＝８０℃、Ｔ２＝０℃、Ｔ３＝４０℃とする。この条件は、上記（式１）と（式２）及び（式３）に加え、（式４）と（式５）を満足する。

このとき回収できた炭酸ナトリウムは、電解槽１４に通液する高濃度排塩水の通液量が１００Ｌのとき、１１.０ｋｇとなる。

この電解セル２００を、図７に示すように８６セル並列化し、８、６００Ｌの処理を行う場合、９５０ｋｇの炭酸ナトリウムを回収できる。
≪適用例４≫
本適用例では、適用例１と比較して、曝気槽の温度Ｔ１、析出槽の温度Ｔ２、熱交換器の温度Ｔ３の設定が異なるのみで、その他システムは適用例１と同様である。

本適用例では、温度設定をそれぞれＴ１＝３５℃、Ｔ２＝０℃、Ｔ３＝４０℃とする。この条件は、（式６）と（式７）を満足する。

このとき回収できた炭酸ナトリウムは、電解槽１４に通液する高濃度排塩水の通液量が１００Ｌのとき、１１.０ｋｇとなる。

この電解セル２００を、図７に示すように８６セル並列化し、８、６００Ｌの処理を行う場合、９６０ｋｇの炭酸ナトリウムを回収できる。

なお、本発明は上記した実施例に限定されるものではなく、様々な変形例が含まれる。例えば、上記した実施例は本発明を分かり易く説明するために詳細に説明したものであり、必ずしも説明した全ての構成を備えるものに限定されるものではない。また、ある実施例の構成の一部を他の実施例の構成を置き換えることが可能であり、また、ある実施例の構成に他の実施例の構成を加えることも可能である。また、各実施例の構成の一部について、他の構成の追加・削除・置換をすることが可能である。

１…演算装置、２…ＭＥＤ（蒸発濃縮装置）、３…水位計（+）、４…水位計（−）、５…塩濃度計（+）、６…塩濃度計（−）、７…ポンプ、８、１１…冷却器、９…ミストセパレータ、１０…乾燥塔、１２、１２１…ガスタービン、１３、１１７…熱交換器、１４、１２８…電解槽、１５…曝気槽、１６…ＣＯ_２吹き込み部、１７…遠心分離機構、１８、２０９…塩素ガス、１９…濃硫酸、２０…廃硫酸、２１…液体塩素、２２…水素ガス、２３…電気エネルギー、２４、１２２，１４８…発電機、２５…排ガス、２６…水酸化ナトリウム水溶液、２７…炭酸水素ナトリウム、２８…高濃度塩排水、２９…高濃度塩水、３０…上水、３１…塩素イオン濃度計（＋）、３３…ブロア、３４…炭酸ナトリウム水溶液、４１…塩排水、４２…析出槽、１０１…ガス田、１０２…ガス処理装置、１０３…吸水ポンプ、１０４…ストレーナ、１０５…前処理装置、１０６…加圧空気タンク、１０７…アルカリ供給タンク、１０８…酸供給タンク、１０９…中和タンク、１１０…高圧水ポンプ、１１１…ＲＯ膜淡水化装置、１１２…薬品洗浄/排水処理装置、１１３…圧力エネルギー回収装置、１１４…逆洗装置、１１５…製品ガス供給ブロア、１１６…ＭＥＤ装置、１１８…放熱部、１１９、１２０…エジェクタ、１２３…排熱回収ボイラ、１２４、１２５、１２６、１３１、１３２、１４０、１４１、１４２、１４５、１５２…送液ポンプ、１２７…変圧器、１２９…スクラバ、１３０、１３４…粉体分離機、１３３…ＣＯ_２吸収装置、１３５…炭酸ソーダ槽、１３６…熱交換式冷却器、１３７…気液分離器、１３８…乾燥機、１３９…濃硫酸槽、１４３…硫酸濃縮槽、１４４…塩素ガス液化装置、１４６…液化塩素槽、１４７…蒸気タービン、２００…電解セル、２０１…正極室、２０２…負極室、２０３…正極室に充填される高濃度塩水、２０４…負極電解水、２０５…正極、２０６…負極、２０７…正極室の温度センサ、２０７´…負極室の温度センサ、２０８…正極室の塩濃度センサ、２０８´…負極室の塩濃度センサ、２１０…塩素ガスの回収口、２１１…水素ガスの排出口、２１２…負極電解水の導入口、２１３…高濃度塩水の導入口、２１４…水素ガス、２１５…負極電解水の排出口、２１６…正極高濃度塩水の排出口、２１７…正極室の水位計、２１８…負極室の水位計、２１９…正極端子、２２０…負極端子、２２１…イオン交換膜、２２２…二酸化炭素の導入口、２２３…二酸化炭素の吹き出し口、２２４…負極室で発生する水素を回収する回収管、２２５…正極室で発生する塩素を回収する回収管、２２６…負極電解水の導入管、２２７…正極室に導入する高濃度塩排水の導入管、２２８…負極電解水の排出管、２２９…正極室の高濃度塩排水の排出管、２３０…排ガスの導入管。

Claims (12)

1. 塩化ナトリウムを含む塩排水を濃縮して高濃度塩排水を製造する第１の工程と、前記塩排水を濃縮するために必要な電気エネルギーを発生させる第２の工程と、前記高濃度塩排水を正極室と負極室及びそれを隔てるイオン交換膜とから構成される電解槽に注入し、電極を用いて電気分解して水酸化ナトリウムを生成させる第３の工程と、前記水酸化ナトリウムに前記第２の工程で生じる排ガス中に含有される二酸化炭素を接触させることにより炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを得る第４の工程と、生成した炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを析出槽で結晶化させる第５の工程と、前記結晶化させた炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを固液分離により炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムの結晶と水溶液を分離して回収する第６の工程と、前記分離した水溶液を回収して熱交換器を通じて、前記分離水溶液を前記電解槽の負極室に供給する第７の工程とを含み、
   かつ、前記第４の工程を行う曝気槽の温度をＴ１（℃）、前記第５の工程を行う析出槽の温度をＴ２（℃）、前記第７の工程を行う熱交換器の温度をＴ３（℃）とした時に、下記（式１）と（式２）及び（式３）を同時に満足することを特徴とする塩排水の処理方法。
   （式１）：Ｔ２＜Ｔ１
   （式２）：Ｔ２＜４０.０（℃）
   （式３）：Ｔ２＜Ｔ３＜１００.３（℃）
2. 請求項１に記載の塩排水の処理方法において、
   前記第４の工程が行われる曝気槽が、前記電解槽の負極室と同一であることを特徴とする塩排水の処理方法。
3. 請求項１又は２に記載の塩排水の処理方法において、
   下記（式４）を満足することを特徴とする塩排水の処理方法。
   （式４）：３５.０＜Ｔ１＜４５.０（℃）
4. 請求項１又は２に記載の塩排水の処理方法において、
   下記（式５）を満足することを特徴とする塩排水の処理方法。
   （式５）：−１.２＜Ｔ２（℃）
5. 請求項１又は２に記載の塩排水の処理方法において、
   下記（式６）の条件の場合に、下記（式７）を満足することを特徴とする塩排水の処理方法。
   （式６）：Ｔ１＜４０.０（℃）
   （式７）：Ｔ１＜Ｔ３（℃）
6. 請求項１乃至５のいずれか１項に記載の塩排水の処理方法において、
   前記第５の工程に、前記第２の工程で発生する電気と蒸気を利用することを特徴とする塩排水の処理方法。
7. 請求項１乃至５のいずれか１項に記載の塩排水の処理方法において、
   前記第７の工程に、前記第２の工程で発生する電気と蒸気を利用することを特徴とする塩排水の処理方法。
8. 塩化ナトリウムを含む塩排水を濃縮する濃縮装置と、正極室と負極室及びそれを隔てるイオン交換膜から形成され、前記濃縮装置で濃縮された塩排水を電気分解する電解槽と、前記濃縮装置での塩排水の濃縮及び前記分解層での塩排水の電気分解を実施するために必要な電気エネルギーを発生させる発電機と、前記電解槽の負極室に挿入されている負極に生成される水酸化ナトリウムと二酸化炭素を接触させて炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを生成する曝気槽と、該曝気槽で生成された前記炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムを結晶化させ、固液分離により炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムの結晶と水溶液を分離して回収する析出槽と、該析出槽で分離した前記炭酸ナトリウム及び／又は炭酸水素ナトリウムの水溶液を加熱して前記電解槽の負極室に供給する熱交換器とを備え、
   前記曝気槽と析出槽及び熱交換器は、前記曝気槽の温度をＴ１（℃）、前記析出槽の温度をＴ２（℃）、前記熱交換器の温度をＴ３（℃）とした時に、下記（式１）と（式２）及び（式３）を同時に満足する関係にあることを特徴とする塩排水の処理装置。
   （式１）：Ｔ２＜Ｔ１
   （式２）：Ｔ２＜４０.０（℃）
   （式３）：Ｔ２＜Ｔ３＜１００.３（℃）
9. 請求項８に記載の塩排水の処理装置において、
   前記曝気槽は、前記電解槽の負極室が兼ねていることを特徴とする塩排水の処理装置。
10. 請求項８又は９に記載の塩排水の処理装置において、
    前記曝気槽は、３５.０＜Ｔ１＜４５.０（℃）を満足することを特徴とする塩排水の処理装置。
11. 請求項８又は９に記載の塩排水の処理装置において、
    前記析出槽は、−１.２＜Ｔ２（℃）を満足することを特徴とする塩排水の処理装置。
12. 請求項８又は９に記載の塩排水の処理装置において、
    前記曝気槽は、Ｔ１＜４０.０（℃）の時に、Ｔ１＜Ｔ３（℃）を満足することを特徴とする塩排水の処理装置。

Images