本发明涉及水处理领域，具体涉及一种制盐方法、制盐系统和由此制得的盐产品。
背景技术：
随着环保要求的不断提升，水资源不足以及环境容量有限等矛盾日益凸显。在石油化工、煤化工、电力、钢铁以及海水淡化等生产过程中，会产生大量的含盐废水。为了降低外排水量，提高水的使用效率，目前含盐废水一般使用以反渗透和/或电渗析(含倒极电渗析)为主的膜法脱盐处理后回用，在一定程度上提高了水的使用效率，但仍有相当大量的浓水需要排放或后续处理。在一些没有纳污水体的地区，甚至要求做到零液体排放。为了实现零液体排放，一般需先进行膜浓缩处理，然后将各种膜浓缩后的浓水进一步采用热法蒸发和热法结晶工艺，得到蒸馏水和固体盐。其中，现有的膜浓缩处理常用的方法是反渗透和倒极电渗析。常规反渗透受到渗透压的限制，一般只能将水的含盐量浓缩到50,000-70,000mg/l。电渗析由于能耗与水的含盐量直接相关，含盐量越高，能耗越高，因此大多数电渗析仅用于对含盐量较低(5,000mg/l以下)的水进行脱盐处理。进一步地，后续的热法蒸发工艺进一步起浓缩作用，蒸发器中一般不直接产生高溶解度盐(如氯化钠等)的固体，每蒸发一吨水的能耗为20-40度电(机械蒸汽压缩)或0.3-0.5吨蒸汽(多效蒸发)，能耗较高。而更进一步处理蒸发浓水的热法结晶工艺，由于浓度更高，且通常采用强制循环避免结晶过程中产生结垢问题，每蒸发一吨水的能耗高达100-150度电或0.5-1.0吨蒸汽，能耗极高。在制盐方法中，传统热法过程特别是热法结晶的投资与能耗成本高昂，已经成为企业的沉重负担。因此有必要提出一种全新的制盐工艺，以大幅度降低制盐过程的投资和能耗成本。技术实现要素：本发明的目的是为了克服现有技术存在的制盐过程投资高、能耗大的问题，提供一种制盐方法、制盐系统和由此制得的盐产品，本发明的方法通过采用极端条件下的电渗析处理，避免了使用热法结晶等高能耗的结晶方式，能够大幅度降低制盐过程的投资和能耗成本。电渗析(包括倒极电渗析)作为一种常规的脱盐方法，被广泛应用于低浓度地表水、地下水或废水的脱盐处理中，也被少量应用于海水或浓度相当于海水的盐水的浓缩上。在这些常规电渗析处理中，电渗析浓水进水和电渗析淡水进水一般为相同的一股水，为了避免碳酸钙、硫酸钙等低溶解度盐造成膜的结垢现象，通常采用控制浓缩倍数、调节ph值、添加阻垢剂或预处理脱除的方法防止它们在浓水中出现结晶。而对于氯化钠、硫酸钠等高溶解度盐来说，它们在浓水中的绝对浓度虽然较高，但由于其溶解度极高，常规电渗析过程中这些高溶解度盐的浓度远低于它们在水中的饱和浓度，因此不会考虑它们的结晶与结垢问题。上述常规电渗析过程的目的仅仅旨在脱盐和部分浓缩，在回收一部分淡水的同时，减少浓水的体积，即使是对低溶解度盐也要避免其结晶，更不用说得到高溶解度盐的固体盐了。因此，在上述常规工艺中，为了获得固体盐，需进一步进行后续的热法蒸发工艺和热法结晶工艺，从而造成制盐过程的投资和能耗极高。在以脱盐为目的的常规电渗析应用中，过程能耗与盐水中需要迁移的离子数量(盐浓度)几乎成正比，其经济性的比较对象主要是反渗透工艺。因此，常规电渗析的应用主要集中在低浓度盐水的脱盐处理与浓缩上，其中电渗析浓水进水和电渗析淡水进水一般为相同的一股水，电渗析浓水出水浓度也远未达到饱和，即不以得到固体盐为目的，客观上也无法得到固体盐。然而，本发明的发明人在研究中惊奇地发现，当电渗析的上述常规操作模式被突破后，具体来说，在以高溶解度盐的饱和溶液作为电渗析浓水进水、以高溶解度盐的含量不小于10重量％的含高溶解度盐的原料水溶液作为电渗析淡水进水这一极端运行模式下，不仅能够得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水，而且其中电渗析浓水出水变为高溶解度盐含量较电渗析浓水进水增高的固液混合饱和溶液，即电渗析浓水出水中已形成高溶解度盐的结晶固体，电渗析淡水出水为高溶解度盐含量较原料水溶液降低的水溶液。本发明的发明人进一步发现，由于此时电渗析体系的淡室和浓室都充满着高浓度的高溶解度盐的水溶液，因而该体系的电阻急剧降低，而且由于两侧浓度均高，电渗析过程可以大幅增加电流密度，这一方面使得单位脱盐量的电耗较常规电渗析显著降低，另一方面也大大增加了单位膜面积的脱盐量。单位脱盐量的电耗对应电渗析过程的运行成本，单位脱盐量要求的膜面积对应电渗析过程的投资成本。双侧高盐度的非传统运行模式打破了常规电渗析的低盐度应用局限，使得以较低的代价实现大盐量电渗析迁移成为可能。正是上述意想不到的发现使发明人意识到，采用电渗析过程实现高溶解度盐的直接结晶是可能和经济的。而且，由于高溶解度盐的结晶过程经济性的比较对象是投资和运行成本极高的热法结晶工艺，因此，本发明的技术优势十分显著，能够大幅降低制盐过程的投资和能耗成本。因此，为了实现上述目的，第一方面，本发明提供了一种制盐方法，该方法包括：以高溶解度盐的饱和溶液作为电渗析浓水进水、以含高溶解度盐的原料水溶液作为电渗析淡水进水进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水；其中，含高溶解度盐的原料水溶液中，所述高溶解度盐的含量不小于10重量％。第二方面，本发明提供了一种制盐系统，该系统包括电渗析单元和分盐单元，所述电渗析单元用于对作为电渗析浓水进水的高溶解度盐的饱和溶液、作为电渗析淡水进水的含高溶解度盐的原料水溶液进行电渗析处理，以得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水；其中，含高溶解度盐的原料水溶液中，所述高溶解度盐的含量不小于10重量％；所述分盐单元用于将来自所述电渗析单元的电渗析浓水出水进行分盐处理，以得到所述高溶解度盐的固体和所述高溶解度盐的饱和溶液。第三方面，本发明提供了一种通过上述方法制得的高溶解度盐产品。本发明中，制盐对象是高溶解度盐(如在25℃时的溶解度为30-80g/100g水的盐，具体例如氯化钠)，在分盐处理时，无需进行蒸发结晶、热法结晶或冷冻结晶等高能耗和高投资成本的处理，通过低能耗和低投资成本的固液分离处理和/或结晶分离处理即能实现，换言之，本发明的制盐方法与现有技术中高溶解度盐的结晶还必须依赖于蒸发结晶、热法结晶等高耗能结晶方式的方法不同，其突出优势在于利用极端条件进行电渗析处理，使得到的电渗析浓水出水中含有固相盐，从而使得该制盐过程不再需要蒸发水，能耗和投资成本大幅降低。根据本发明的一种优选实施方式，以高溶解度盐的饱和溶液作为电渗析浓水进水、以含高溶解度盐的原料水溶液(高溶解度盐的含量不小于10重量％)作为电渗析淡水进水进行电渗析处理，得到已有固体高溶解度盐形成的电渗析浓水出水和电渗析淡水出水，将电渗析浓水出水进行固液分离处理，得到高溶解度盐的固体，无需进行蒸发处理，能耗和投资成本大幅降低。根据本发明的另一种优选实施方式，以高溶解度盐的饱和溶液作为电渗析浓水进水、以含高溶解度盐的原料水溶液(高溶解度盐的含量不小于10重量％)作为电渗析淡水进水进行电渗析处理，得到已有固体高溶解度盐形成的电渗析浓水出水和电渗析淡水出水，将电渗析浓水出水进行结晶分离处理，得到高溶解度盐的固体和含高溶解度盐的固体的固液混合饱和溶液，并通过将至少部分含高溶解度盐的固体的固液混合饱和溶液循环回电渗析处理来避免电渗析的结垢问题。由于采用电渗析过程迁移一吨盐(以氯化钠为例)的能耗为150-200度电左右，以高溶解度盐含量为20重量％的原料水溶液为例，每吨原料水溶液的电耗为30-40度电，远远低于传统热法结晶器的能耗过程。附图说明图1是本发明的制盐方法的流程示意图。具体实施方式在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。第一方面，本发明提供了一种制盐方法，包括：以高溶解度盐的饱和溶液作为电渗析浓水进水、以含高溶解度盐的原料水溶液作为电渗析淡水进水进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水；其中，含高溶解度盐的原料水溶液中，所述高溶解度盐的含量不小于10重量％。本发明中，本领域技术人员应该理解的是，步骤(1)中，经电渗析处理后，原料水溶液中的部分高溶解度盐及一定的水会迁移至浓水侧的饱和溶液中，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水，所述电渗析浓水出水为高溶解度盐含量较电渗析浓水进水增高的固液混合饱和溶液，所述电渗析淡水出水为高溶解度盐含量较原料水溶液降低的水溶液。其中，“高溶解度盐含量较电渗析浓水进水增高”中的“高溶解度盐含量”包括固液混合饱和溶液中溶解状态的高溶解度盐和以固体形式析出的固相盐。本发明中，优选情况下，高溶解度盐在25℃时的溶解度为30-80g/100g水。本发明中，优选情况下，所述高溶解度盐为氯化钠、硫酸钠、氯化钾、硫酸钾、氯化钙、硝酸钠和硝酸钾中的一种或多种，进一步优选地，所述原料水溶液为主要含单一高溶解度盐的原料水溶液，更进一步优选地，所述高溶解度盐为氯化钠。其中，“主要”是指以原料水溶液中所有盐的重量为基准，该单一高溶解度盐的含量至少为90重量％。本发明中，优选情况下，电渗析处理的条件包括：电流密度为20-50ma/cm2，进一步优选为30-40ma/cm2；每个膜对上施加的直流电压为0.1-1v，进一步优选为0.3-0.7v；所述电渗析浓水进水和所述电渗析淡水进水的流速比为1：0.3-5，进一步优选为1：1-2.5。本发明中，优选情况下，该方法还包括：将所述电渗析浓水出水进行分盐处理，以得到所述高溶解度盐的固体和所述高溶解度盐的饱和溶液。其中，分盐处理得到的高溶解度盐的饱和溶液可以为高溶解度盐的均相饱和溶液或者含高溶解度盐的固体的固液混合饱和溶液。本发明中，优选情况下，分盐处理包括固液分离处理和/或结晶分离处理。优选地，所述固液分离处理的方式为离心分离、过滤分离或沉淀分离。优选地，所述结晶分离处理的方式为将所述电渗析浓水出水引入一定容积的结晶分离装置中停留一定时间，使其充分结晶并实现至少部分固液分离。其处理条件包括：停留时间为0.1-3h，进一步优选为0.3-2h。本发明的结晶分离处理中的结晶过程为常温下进行的晶种强化自然结晶过程，无需蒸发水。优选情况下，在维持高溶解度盐悬浮的状态下，将所述电渗析浓水出水进行结晶分离处理，即结晶分离处理中的结晶过程在晶种作用下进行。本发明中，优选情况下，电渗析浓水进水为含有高溶解度盐的固体的固液混合饱和溶液，所述固液混合饱和溶液中高溶解度盐的固体的含量为0-30重量％，进一步优选为1-20重量％，更进一步优选为3-10重量％。本领域技术人员应该理解的是，固液混合饱和溶液中高溶解度盐的固体的含量为0时，该固液混合饱和溶液为该高溶解度盐的均相饱和溶液。本发明中，优选情况下，含高溶解度盐的原料水溶液中所述高溶解度盐的含量为10-30重量％，进一步优选为15-25重量％。此时，电渗析浓水侧与淡水侧的浓度相差较小，由于渗透压产生的水的自发迁移较小，有利于结晶过程的进行。本发明中，优选情况下，至少部分所述电渗析浓水进水为所述分盐处理得到的所述高溶解度盐的饱和溶液。本发明中，优选情况下，该方法还包括：将所述分盐处理得到的高溶解度盐的固体进行干燥处理，制得所述高溶解度盐的精制盐产品。第二方面，本发明提供了一种制盐系统，该系统包括电渗析单元和分盐单元，所述电渗析单元用于对作为电渗析浓水进水的高溶解度盐的饱和溶液、作为电渗析淡水进水的含高溶解度盐的原料水溶液进行电渗析处理，以得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水；其中，含高溶解度盐的原料水溶液中，所述高溶解度盐的含量不小于10重量％；所述分盐单元用于将来自所述电渗析单元的电渗析浓水出水进行分盐处理，以得到所述高溶解度盐的固体和所述高溶解度盐的饱和溶液。需要说明的是，本发明的制盐系统中不包括任何的蒸发单元或热法结晶单元。本发明中，优选情况下，所述分盐单元包括固液分离处理单元和/或结晶分离处理单元。本发明中，优选情况下，所述分盐单元与所述电渗析单元相连，用于将来自所述分盐单元的高溶解度盐的饱和溶液供给至所述电渗析单元。本发明中，优选情况下，该系统还包括干燥处理单元，用于将来自所述分盐单元的高溶解度盐的固体进行干燥处理，以得到所述高溶解度盐的精制盐产品。本发明中，对于电渗析单元、结晶分离单元、固液分离处理单元和干燥处理单元的组成和结构没有特别的限定，可以分别为现有的能够用于电渗析处理、结晶分离处理、固液分离处理和干燥处理的相应单元。第三方面，本发明提供了一种通过本发明所述的方法制得的高溶解度盐产品。其中，对于高溶解度盐的种类和限定，可以参见前述相应内容，在此不再重复赘述。实施例以下将通过实施例对本发明进行详细描述，但并不因此限制本发明。以下实施例和对比例中，如无特别说明，采用的各方法均为本领域的常用方法。采用电感耦合等离子体(icp)法和离子色谱(ic)确定水中的各组分及其含量。采用合成含盐水模拟原料水，其组分分别如表1(氯化钠的含量为20重量％)、表2(氯化钠的含量为25重量％)、表3(氯化钠含量为15重量％)、表4(氯化钠含量为10重量％)、表5(硝酸钾含量为30重量％)和表6(硫酸钠含量为20重量％)和表7(氯化钠含量为6重量％)所示。表1项目na+cl-单位mg/lmg/l数值84550130500表2项目na+cl-单位mg/lmg/l数值109210168570表3项目na+cl-单位mg/lmg/l数值6341397875表4项目na+cl-单位mg/lmg/l数值4227565250表5项目k+no3-单位mg/lmg/l数值115830184140表6项目na+so42-单位mg/lmg/l数值64789135211表7项目na+cl-单位mg/lmg/l数值2536039150实施例1结合图1，本实施例用于说明本发明的制盐方法。本实施例中使用的电渗析单元包含一个总膜面积为0.84m2的电渗析膜堆及相应的辅助系统；固液分离单元包括一个沉降罐。具体工艺流程如下：(1)将步骤(2)得到的含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为5重量％)作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表1所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为38ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.35v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水呈明显混浊，将电渗析浓水出水在沉降罐中静置20min实现固体沉降，分离出氯化钠结晶盐180g，将上清液(含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液，且固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为5重量％)以循环流速0.5m3/h重新返回至电渗析单元，重新开始步骤(1)。(3)将氯化钠结晶盐进行干燥处理，得到精制氯化钠产品。在本实施例中，电渗析的直流能耗为53.3wh，氯化钠结晶盐的产量为180g，单位氯化钠结晶盐的能耗为0.296kwh/kg，以原水计的单位能耗为59.2kwh/m3。该能耗与热法结晶器约100kwh/m3的单位能耗相比，具有明显优势。实施例2结合图1，本实施例用于说明本发明的制盐方法。本实施例中使用的电渗析单元包含一个总膜面积为0.84m2的电渗析膜堆及相应的辅助系统；结晶分离单元包括一个结晶罐。具体工艺流程如下：(1)将步骤(2)得到的含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为3重量％)作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表2所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速为0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为40ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.32v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水呈明显混浊，将电渗析浓水出水在结晶罐中进行结晶分离处理，停留时间为1.5h，得到200g氯化钠结晶盐和含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为3重量％)，将含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液以循环流速0.5m3/h返回至电渗析单元，重新开始步骤(1)。(3)将氯化钠结晶盐进行干燥处理，得到精制氯化钠产品。在本实施例中，电渗析的直流能耗为44.8wh，氯化钠结晶盐的产量为200g，单位氯化钠结晶盐的能耗为0.224kwh/kg，以原水计的单位能耗为56kwh/m3。该能耗与热法结晶器约100kwh/m3的单位能耗相比，具有明显优势。实施例3结合图1，本实施例用于说明本发明的制盐方法。本实施例中使用的电渗析单元包含一个总膜面积为0.84m2的电渗析膜堆及相应的辅助系统；结晶分离单元包括一个结晶罐。具体工艺流程如下：(1)将步骤(2)得到的含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为8重量％)作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表3所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速为1m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为38ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.35v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水呈明显混浊，将电渗析浓水出水在结晶罐中进行结晶分离处理，停留时间为1h，得到180g氯化钠结晶盐和含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为8重量％)，将含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液以循环流速0.5m3/h返回至电渗析单元，重新开始步骤(1)。(3)将氯化钠结晶盐进行干燥处理，得到精制氯化钠产品。在本实施例中，电渗析的直流能耗为64wh，氯化钠结晶盐的产量为180g，单位氯化钠结晶盐的能耗为0.356kwh/kg，以原水计的单位能耗为53.4kwh/m3。该能耗与热法结晶器约100kwh/m3的单位能耗相比，具有明细优势。实施例4结合图1，本实施例用于说明本发明的制盐方法。本实施例中使用的电渗析单元包含一个总膜面积为0.84m2的电渗析膜堆及相应的辅助系统；固液分离单元包括一个离心分离装置。具体工艺流程如下：(1)将步骤(2)得到的氯化钠均相饱和溶液作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表1所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速为0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为35ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.40v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水呈明显混浊，将电渗析浓水出水进行离心分离处理，得到175g氯化钠固体盐和氯化钠均相饱和溶液，将氯化钠均相饱和溶液以循环流速0.5m3/h返回至电渗析单元，重新开始步骤(1)。(3)将氯化钠结晶盐进行干燥处理，得到精制氯化钠产品。在本实施例中，电渗析的直流能耗为53.3wh，氯化钠结晶盐的产量为175g，单位氯化钠结晶盐的能耗为0.305kwh/kg，以原水计的单位能耗为61kwh/m3。该能耗与热法结晶器约100kwh/m3的单位能耗相比，具有较明显优势。实施例5按照实施例1的方法，不同的是，(1)将含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为20重量％)作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表1所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为38ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.4v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水呈明显混浊，将电渗析浓水出水在沉降罐中静置20min实现固体沉降，分离出氯化钠结晶盐170g。(3)将氯化钠结晶盐进行干燥处理，得到精制氯化钠产品。在本实施例中，电渗析的直流能耗为70wh，氯化钠结晶盐的产量为170g，单位氯化钠结晶盐的能耗为0.412kwh/kg，以原水计的单位能耗为82.4kwh/m3。该能耗与热法结晶器约100kwh/m3的单位能耗相比，具有一定的优势。实施例6按照实施例1的方法，不同的是，(1)将含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为30重量％)作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表1所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为38ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.39v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水呈明显混浊，但电渗析浓水循环流量明显下降，发生此现象的原因为电渗析浓水进水固含量较高，结晶过程发生后在电渗析器浓室内发生堵塞；将电渗析浓水出水在沉降罐中静置20min实现固体沉降，分离出氯化钠结晶盐160g。(3)将氯化钠结晶盐进行干燥处理，得到精制氯化钠产品。在本实施例中，电渗析的直流能耗为67wh，氯化钠结晶盐的产量为160g，单位氯化钠结晶盐的能耗为0.419kwh/kg，以原水计的单位能耗为83.8kwh/m3。该能耗与热法结晶器约100kwh/m3的单位能耗相比，具有一定的优势。实施例7按照实施例1的方法，不同的是，(1)将步骤(2)得到的含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为10重量％)作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表4所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为31ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.40v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水呈明显混浊，将电渗析浓水出水在沉降罐中静置20min实现固体沉降，分离出氯化钠结晶盐120g，将上清液(含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液，且固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为10重量％)以循环流速0.5m3/h重新返回至电渗析单元，重新开始步骤(1)。(3)将氯化钠结晶盐进行干燥处理，得到精制氯化钠产品。在本实施例中，电渗析的直流能耗为50.4wh，氯化钠结晶盐的产量为120g，单位氯化钠结晶盐的能耗为0.42kwh/kg，以原水计的单位能耗为42.0kwh/m3。该能耗与热法结晶器约100kwh/m3的单位能耗相比，具有较大优势。实施例8按照实施例1的方法，不同的是，(1)将步骤(2)得到的含有硝酸钾固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中硝酸钾固体的含量为3重量％)作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表5所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为36ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.36v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水呈明显混浊，将电渗析浓水出水在沉降罐中静置20min实现固体沉降，分离出硝酸钾结晶盐235g，将上清液(含有硝酸钾固体的固液混合饱和溶液，且固液混合饱和溶液中硝酸钾固体的含量为3重量％)以循环流速0.5m3/h重新返回至电渗析单元，重新开始步骤(1)。(3)将硝酸钾结晶盐进行干燥处理，得到精制硝酸钾产品。在本实施例中，电渗析的直流能耗为65wh，硝酸钾结晶盐的产量为235g，单位硝酸钾结晶盐的能耗为0.277kwh/kg，以原水计的单位能耗为83.1kwh/m3。该能耗与热法结晶器约100kwh/m3的单位能耗相比，具有一定的优势。实施例9按照实施例1的方法，不同的是，(1)将步骤(2)得到的含有硫酸钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中硫酸钠固体的含量为3重量％)作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表6所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为35ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.31v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水呈明显混浊，将电渗析浓水出水在沉降罐中静置20min实现固体沉降，分离出硫酸钠结晶盐197g，将上清液(含有硫酸钠固体的固液混合饱和溶液，且固液混合饱和溶液中硫酸钠固体的含量为3重量％)以循环流速0.5m3/h重新返回至电渗析单元，重新开始步骤(1)。(3)将硫酸钠结晶盐进行干燥处理，得到精制硫酸钠产品。在本实施例中，电渗析的直流能耗为61.2wh，硫酸钠结晶盐的产量为197g，单位硫酸钠结晶盐的能耗为0.311kwh/kg，以原水计的单位能耗为62.2kwh/m3。该能耗与热法结晶器约100kwh/m3的单位能耗相比，具有较明显的优势。实施例10按照实施例1的方法，不同的是，(1)将步骤(2)得到的含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为5重量％)作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表1所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为20ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.24v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水呈明显混浊，将电渗析浓水出水在沉降罐中静置20min实现固体沉降，分离出氯化钠结晶盐81.3g，将上清液(含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液，且固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为5重量％)以循环流速0.5m3/h重新返回至电渗析单元，重新开始步骤(1)。(3)将氯化钠结晶盐进行干燥处理，得到精制氯化钠产品。在本实施例中，电渗析的直流能耗为37.7wh，氯化钠结晶盐的产量为81.3g，单位氯化钠结晶盐的能耗为0.464kwh/kg，以原水计的单位能耗为92.8kwh/m3。该能耗与热法结晶器约100kwh/m3的单位能耗相比，具有一定的优势。对比例1按照实施例1的方法，不同的是，(1)将含有氯化钠固体的固液混合饱和溶液(固液混合饱和溶液中氯化钠固体的含量为5重量％)作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表7所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为38ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.45v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水并未呈现混浊，无结晶现象。本对比例中由于合成含盐水中的氯化钠含量过低(6重量％)，尽管电渗析浓水进水采用了固液混合的氯化钠饱和溶液，但随着电渗析过程及相应的水迁移过程的进行，浓水中的固体逐渐溶解，没有发生结晶过程，无法得到氯化钠结晶盐。对比例2按照实施例1的方法，不同的是，(1)将表7所示的合成含盐水作为电渗析浓水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置浓室和电渗析膜堆之间循环，将表7所示的合成含盐水作为电渗析淡水进水、并以循环流速0.5m3/h在外置淡室和电渗析膜堆之间循环，电渗析单元采用间歇运行模式进行电渗析处理，得到电渗析浓水出水和电渗析淡水出水。其中，电渗析处理的条件包括：电流密度为38ma/cm2，每个膜对上施加的直流电压为0.63v。(2)系统运行40min后，电渗析浓水出水并未呈现混浊，无结晶现象。本对比例中由于合成含盐水中的氯化钠含量过低(6重量％)，并且电渗析浓水进水也采用相同的合成含盐水(6重量％)，属于传统电渗析操作模式，没有发生结晶过程，无法得到氯化钠结晶盐。以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。当前第1页12