[0028] 在渗透压和浊点溫度的限制中，示例性汲取溶质聚合物的化学被选择W控制聚合 物的分子量和/或物理结构，导致通过过滤的汲取溶质的高（>90%且优选>99%)截留 (rejection)。另外，示例性汲取溶质聚合物的化学被选择W最小化通过正渗透膜的溶质的 反扩散。优选地，对于盐水脱盐，在水中包含40%汲取溶质共聚物的示例性汲取溶液的渗透 压大于30atm，优选大于40atm，并且更优选大于50atm，而该汲取溶质共聚物的分子量大于 500,优选大于1000并且更优选大于2000。
[0029] 实例汲取溶质组合物
[0030] 下面的非限制性实施例是提供来说明示例性实施方式的并且并不意图限制本公 开的范围。
[0031] 包含聚氧基(polyoxy)无规共聚物的汲取溶质聚合物组合物W溶解的30-70%重 量汲取溶质的浓度配制。表1示出了在典型正渗透操作溫度25°C下汲取溶液浓度对渗透压 的影响。使用平衡透析直接针对NaCl参考标准测量渗透压。
[0032] 表1:汲取溶质浓度VS.渗透压
[0033]
~图1示出了根据一种实施方式的示例性正渗透方法。微咸水源物流1被供应到正渗 透模块3中半透膜的原料侧。汲取溶液物流18被供应到正渗透模块3中半透膜的汲取侧。微 咸水源物流1的渗透压小于汲取溶液物流18的渗透压。运种压差驱动微咸水源物流1的水渗 透经过半透膜，导致产生稀释的汲取溶液物流5和盐水物流2。
[0035] 稀释的汲取溶液物流5经过换热器网络4,在该处溫度被升高到足W引发相分离并 且W溶质过饱和该稀释的汲取溶液物流5。换热器网络4可包括一个或多个串联或并联配置 的换热器W用于提高稀释的汲取溶液5的溫度。作为离开换热器网络4的流出物的稀释的汲 取溶液物流19的溫度足W沉淀出大部分的溶质并且产生两相流出物。
[0036] 离开换热器网络4的两相汲取溶液流出物流19被供应到溫度控制的聚结器6W聚 结在换热器网络4中沉淀出的富含小溶质的小液滴。聚结器6被设计为聚结富溶质液滴足够 大W便在随后的相分离工艺8中分离。在一种示例性实施方式中，聚结器6被设计为聚结富 溶质液滴至大于10皿，优选大于25μπι并且更优选大于50皿。由经过聚结器6的两相流动物流 所引起的压降显著小于由经过纳滤器的两相流动物流所引起的压降。聚结器6的使用消除 了额外的复杂性和在半批量操作中所需的反冲。
[0037] 聚结器6还可被分隔成包含疏水性聚结成分用于聚集汲取溶质的顶部部分W及包 含亲水性聚结成分用于水聚集的底部部分。选择疏水性聚结成分的疏水性程度和亲水性聚 结成分的亲水性程度W实现大于10WI1的汲取溶质的特定聚结程度。在一种示例性实施方式 中，选择疏水性聚结成分的疏水性程度和亲水性聚结成分的亲水性程度W聚结汲取溶质到 大于ΙΟμηι。
[0038] 聚结器流出物流7被供应到溫度控制的重力分离器8,离屯、机，水力旋流器或类似 装置，在其中累积来自聚结器的富溶质液滴。重力相分离器8被设计为将溶质与水分离并且 产生连续富溶质物流10和连续富水物流9。在一种示例性实施方式中，聚结器6和重力相分 离器8的操作溫度被保持在小于150°C，优选小于100°C并且更优选小于80°C，W实现作为从 分离器8排出的流出物的富水物流9的特定的溶质浓度和渗透压。在一种示例性实施方式 中，聚结器6和重力相分离器8的操作溫度被选择W实现富水物流9中溶质浓度为小于5%， 优选小于2 %并且更优选小于1 %重量溶解的溶质。
[0039] 在一种示例性实施方式中，重力相分离器8被设计为将富溶质物流10中的溶质浓 缩到大于60%，优选大于80%并且更优选大于90%重量溶解的溶质的浓度。作为流出物离 开相分离器8的富溶质物流10在换热器16中被冷却。作为流出物离开相分离器8的富水物流 9也通过换热器11冷却W允许残余的溶质再溶解并且产生单相冷却的富水物流12。冷却的 富水物流12是单相物流，被供应到纳滤器13,超滤器或反渗透模块(包含半透膜)或者类似 装置，其用于将残余溶质与产品水分离。纳滤器13被选择为根据尺寸或结构截留溶质分子 并且理想地通过大部分的溶解的盐。在纳滤器13、超滤器、反渗透模块或类似装置中的最终 过滤步骤仅用于回收单相冷却的富水物流12中的残余溶质。溶质再溶解在单相冷却的富水 物流12中W最小化跨越纳滤器13的压降并且简化操作。无溶质水过滤器渗透物14是该方法 产品。
[0040] 离开纳滤器13的富溶质物流15在混合器17中与离开换热器16的冷却的富溶质物 流10合并W产生合并的富溶质物流18。混合器17被用来在所产生的合并的富溶质物流18中 完全溶解溶质。合并的富溶质物流18被供应到正渗透模块3W便W连续方式对源物流1进行 净化或者脱盐。作为流出物离开相分离器8的富溶质物流10在换热器16中被冷却至特定溫 度，W保持合并的富溶质物流18的溫度足够低并且提供在进入正渗透模块3的合并的富溶 质物流18中溶质的完全溶解。
[0041] 在图1的一种示例性实施方式中，聚结器6和/或相分离器8可利用另外的外部热源 (未示出）加热到操作溫度。
[0042] 在图1的另一种示例性实施方式中，聚结器6和相分离器8被合并成一个物理装置。 可选地，换热器网络4内的表面区域和换热器网络4与相分离器8之间的管道可被用来替代 聚结器6。
[0043] 在图1的另一种示例性实施方式中，并不根据溶质浓度保持溫度，而是控制聚结器 6和相分离器8的溫度W保持富水物流9的渗透压在小于50m0sm，优选小于25m0sm并且更优 选小于ISmOsm。
[0044] 在图1的另一种示例性实施方式中，稀释的汲取溶液物流5中的溶质浓度使用稀释 的汲取溶液物流5或合并的富溶质物流18的流速来控制。稀释的汲取溶液5中的目标浓度被 控制W保持至少化/(m2*h;r)的在正渗透模块3中的最小流量。
[0045] 在图1的另一种示例性实施方式中，在稀释的汲取溶液物流5中的微生物浓度通过 使用UV消毒器或者添加生物杀灭剂来控制。
[0046] 在图1的另一种示例性实施方式中，先进的氧化方法或者吸附系统被用来从过滤 器渗透物14中除去残余汲取溶质。
[0047] 在图1的另一种示例性实施方式中，选择纳滤器13、超滤器或反渗透过滤器W获得 小于2000,优选小于1000并且更优选小于500的分子量截止(cutoff);小于50%，优选小于 25%并且更优选小于10%的化C1截留；W及大于95%，优选大于99%并且更优选大于 99.9 %重量溶解的溶质的溶质截留。
[004引实例聚结器操作条件
[0049] 研究图1中所示正渗透工艺中聚结器操作溫度对工艺物流浓度和渗透压的影响。 在该工艺中使用包含聚氧基无规共聚物的优选汲取溶液。当在聚结器6中加热时，稀释的汲 取溶液物流5的渗透压降低并且溶解分离成富溶质相和富水相。聚结器流出物7被供应到溫 度控制的重力分离器8,在其中重力相分离器則尋溶质与水分离W产生连续富溶质物流10和 连续富水物流9。随着聚结器操作溫度的变化测量富水物流9的渗透压(其设定或限制最终 过滤器13的功率消耗)和富溶质物流10的溶质组成(其设定或限制在正渗透模块中处理的 最大盐水浓度和膜流量）。结果在表2中示出。
[0050] 表2:聚结器操作溫度的影响 「00511
[0053] 控制聚结器6的操作溫度W实现作为流出物从分离器8离开的富水物流9中的特定 渗透压。还控制聚结器6的操作溫度W实现富溶质物流10中的溶质浓度。如表2所示出的，聚 结器6的操作溫度的提高降低了富水物流9的渗透压，由此降低了在最终过滤步骤13中过滤 所需的功率。聚结器6的操作溫度的提高还导致富溶质聚结器流出物中溶质浓度的提高，从 而允许在正渗透模块3中处理的最大盐水浓度和膜流量的提高。
[0054] 图2示出了根据另一实施方式的示例性正渗透方法。微咸水源物流200被供应到正 渗透模块202中半透膜的原料侧。汲取溶液物流240被供应到正渗透模块202中半透膜的汲 取侧。微咸水源物流200的渗透压小于汲取溶液物流240的渗透压。运种压差驱动微咸水源 物流200的水渗透经过半透膜，导致产生稀释的汲取溶液物流206和盐水物流204。
[0055] 稀释的汲取溶液物流2