一种超纯水制造系统及使用该系统的超纯水制造方法与流程

本发明涉及水处理技术领域，具体为一种超纯水制造系统及使用该系统的超纯水制造方法。

背景技术：

现有技术中，在半导体、液晶面板等电子设备制造领域中，为了清洗产品，需要使用大量含有极少量杂质、离子和有机物的超纯水。其中，在半导体的制造工序中，伴随着半导体的制成的减小、晶圆尺寸的扩大，对所使用的超纯水提出了越来越高的要求。

在半导体的制造工序中所使用的超纯水主要通过超纯水制造系统来制造，再供给至使用点，现有的纯水制造系统一般包括：预处理系统、制成系统、抛光系统。预处理系统多使用基于凝集过滤、微滤膜、超滤膜等的除浊度处理装置，基于活性炭等的脱氯处理装置来对原水进行除浊。制成系统通过离子交换装置、反渗透膜等装置的不同组合去除预处理出水中所含的离子、toc（总有机碳）等杂质。抛光系统通过紫外线氧化装置（uv装置）、离子交换装置、脱气膜装置、终端超滤装置（uf装置）等来去除制成系统产水中极微量的微粒、微量离子以及极其微量的有机物，来制造纯度更高的超纯水。

在制成系统中，通过离子交换装置、反渗透膜（ro膜）等装置的不同组合，比较常见的组合是阳离子交换装置、脱碳塔、阴离子交换装置、反渗透膜、混床离子交换装置或者是两级反渗透膜、混床离子交换装置，在对离子交换装置进行再生时会使用过量的酸碱，这样既会造成大量酸碱废液的处理费用高，也会造成大量的酸碱浪费，同时酸碱溶液中的杂质、有机物，也会对设备的运行带来更多的潜在风险。另外，超纯水所含的溶解氮对半导体制品带来的不利影响己经成为问题，在低溶解氧的基础上降低超纯水中的溶解氮浓度也成为重要的技术课题。

中国专利cn109982976超纯水制造系统以及超纯水制造方法，提出采用“2b3t离子交换装置+ro系统+混床式离子交换装置+硼选择性离子交换树脂+抛光系统”的方式进行超纯水制造。该工艺仍将使用大量的酸碱对离子交换装置进行再生，再生费用大，还会造成二次污染。

中国专利cn110049952超纯水制造装置以及超纯水制造装置的运转方法，在抛光系统中采用脱气膜的方式去除水中的溶解氧，仍采用氮气吹扫+抽真空的方式，这样的方式主要针对对溶解氮没有要求的超纯水处理系统，并没有考虑超纯水中溶解氮的去除，会导致超纯水使用点的溶解氮含量较高，增加用水风险。

技术实现要素：

针对现有纯水制作过程中使用过量酸碱对离子交换装置进行再生导致成本增加、溶解氮浓度较高的问题，本发明提供了一种超纯水制造系统，同时还提出了使用该系统的超纯水制造方法，其不需要使用酸碱对离子交换装置进行再生，降低成本同时制得的超纯水溶解氮浓度降低。

其技术方案是这样的：一种超纯水制造系统，其包括预处理系统、制成系统和抛光系统，所述预处理系统包括顺次连接的原水池、第一换热器、多介质过滤器、脱碳塔、活性炭过滤器、uv杀菌器、保安过滤器、反渗透系统，所述反渗透系统产水与所述制成系统连接，所述制成系统包括顺次连接的产水池、第一toc-uv装置、双层床树脂电再生除盐系统、除硼螯合树脂塔、第一脱气膜装置、超纯水箱，所述超纯水箱与所述抛光系统连接，所述抛光系统包括顺次连接的第二换热器、第二toc-uv装置、离子交换装置、脱气膜系统、终端超滤装置、超纯水使用点；所述超纯水箱与所述双层床树脂电再生除盐系统连接；所述脱气膜系统包括顺次连接的第二脱气膜装置和第三脱气膜装置，所述第二脱气膜装置采用氮气吹扫加抽真空的运行模式，所述第三脱气膜装置采用抽真空的运行模式。

优选的，所述双层床树脂电再生除盐系统包括双层床式离子交换装置、安装于所述双层床式离子交换装置内的树脂层两端的正极极板和负极极板。

优选的，所述双层床树脂电再生除盐系统包括壳体，所述壳体内顺序布置有所述正极极板、上层隔板、强酸强碱混合树脂、中层隔板、弱酸强碱混合树脂、下层隔板和所述负极极板。

优选的，所述反渗透系统为海水淡化型反渗透装置。

一种使用上述超纯水制造系统的超纯水制造方法，使用上述预处理系统对原水进行预处理；使用上述制成系统对所述预处理系统的产水进行处理；使用上述抛光系统对所述制成系统的产生进行处理并制得超纯水。

优选的，超纯水制造的具体步骤为，原水进入原水池，原水池的水通过第一换热器，把水温调节到21℃-25℃，然后通过多介质过滤器，在进入多介质过滤器之前通过加入盐酸调节ph至6.5-6.8之间，并加入杀菌剂和混凝剂；通过多介质过滤器的水加入盐酸调节ph至3-4，然后进入脱碳塔将co2去除；脱碳塔产水通过水泵输送到活性炭过滤器，活性炭过滤器的产水加入氢氧化钠调节ph至8.5-9.5，再通过uv杀菌器，uv杀菌器的出水再经过保安过滤器，再进入反渗透系统，反渗透产水进入产水池，产水池中的水再经过第一toc-uv装置，随后进入到双层床树脂电再生除盐系统，向双层床树脂电再生除盐系统通入的水的速度在30m/h-80m/h的范围内，该系统在树脂层两端安放一对阴阳电极，采取离子交换处理与电再生交替操作，再生时，对树脂层施加直流电并反向通入纯水，水流流速在5m/h-10m/h的范围内；随后再进入除硼螯合树脂塔，进水的速度在30m/h-80m/h的范围内，经过除硼螯合树脂塔的水通过第一脱气膜装置，去除水中的溶解氧，脱气膜装置采用氮气吹扫加真空的运行模式，产水直接进入超纯水箱，超纯水箱中的水首先通过第二换热器，将水温调节至终端供水温度，然后通过第二toc-uv装置，经过第二toc-uv装置的水再通过离子交换装置，出水进入脱气膜系统，脱气膜系统中的第二脱气膜装置采用氮气吹扫加真空的运行模式，第三脱气膜装置采用抽真空的运行模式，第二脱气膜装置的氮气流量在2.0m³/h-2.5m³/h之间，第二脱气膜装置和第三脱气膜装置抽真空时的真空度均大于0.09mpa；最后经过终端超滤装置的处理直接供至超纯水用水点。

优选的，所述反渗透系统采用海水淡化膜。

优选的，所述反渗透系统还与反洗水池连接，所述反洗水池与所述多介质过滤器和所述活性炭过滤器连接，所述双层床树脂电再生除盐系统与所述反洗水池连接。

优选的，所述超纯水使用点与所述超纯水箱连接，所述超纯水使用点未使用的超纯水返回至所述超纯水箱。

优选的，所述离子交换装置为混床式离子交换装置，其内部填充有抛光树脂。

采用了这样的系统和方法后带来的有益效果为：通过采用双层床树脂电再生除盐系统代替常用的双层床离子交换塔，在去除效率相近的情况下，通过通电的方式用纯水代替酸碱进行再生，这样避免了传统工艺再生时大量酸碱废液的排放，节约了全部的离子交换树脂再生的费用，节省了全部酸碱再生系统的投资成本；同时，抛光阶段的脱气膜系统采用两级不同运行方式的脱气膜装置，分别先后采用氮气吹扫加真空和抽真空的方式，可以同时达到极低的溶解氧和溶解氮浓度，提高终端超纯水的出水水质。

附图说明

图1为本发明结构框图；

图2为双层床树脂电再生除盐系统示意图；

图3为混床式离子交换装置的示意图。

具体实施方式

如图1所示的一种超纯水制造系统，其包括预处理系统、制成系统和抛光系统，预处理系统包括顺次连接的原水池1、第一换热器2、多介质过滤器3（采用的滤料可以为无烟煤、石英砂和砾石）、脱碳塔4、活性炭过滤器5、uv杀菌器6、保安过滤器7、反渗透系统8，反渗透系统8产水与制成系统连接，制成系统包括顺次连接的产水池9、第一toc-uv装置10（紫外线氧化装置，可以采用aquafine的scdh系列）、双层床树脂电再生除盐系统11、除硼螯合树脂塔12（除硼树脂可以采用罗门哈斯的up7530，阴树脂是陶氏的dowexmonosphere550a）、第一脱气膜装置13、超纯水箱14，超纯水箱14与抛光系统连接，抛光系统包括顺次连接的第二换热器15、第二toc-uv装置16、离子交换装置17、脱气膜系统18、终端超滤装置19、超纯水使用点20；超纯水箱14与双层床树脂电再生除盐系统11连接；脱气膜系统18包括顺次连接的第二脱气膜装置和第三脱气膜装置，第二脱气膜装置采用氮气吹扫加抽真空的运行模式，第三脱气膜装置采用抽真空的运行模式。

采用双层床树脂电再生除盐系统代替常用的双层床离子交换装置，对离子和toc可以达到相同甚至更好的去除效果，在再生时，通过通电的方式对树脂层两端进行加压，用纯水代替酸碱进行再生，这样避免了传统离子交换工艺再生时大量酸碱废液的排放，节约了全部的离子交换树脂再生的酸碱，节省了全部酸碱再生酸碱系统的投资成本。同时在除盐系统后添加一套除硼螯合树脂塔，可以深度去除水中的弱电解质硼，可以减轻终端抛光系统的运行负荷，提高终端超纯水的出水水质。而且，采用两级不同运行方式的脱气膜装置，第一级采用氮气吹扫加真空的方式，使溶解氧去除率达到99.9%以上，保证溶解氧含量≦0.5μg/l，第二级采用气侧抽真空的方式，相比于第一级采用气侧抽真空，第二级采用氮气吹扫加真空的方式，可以达到更低的溶解氮含量（≦0.5mg/l），在得到更高溶解氧去除率（≦0.2μg/l）的同时，避免第二级氮气吹扫引入的溶解氮杂质。

具体的，如图2所示双层床树脂电再生除盐系统11包括双层床式离子交换装置、安装于双层床式离子交换装置内的树脂层两端的正极极板111和负极极板117；双层床树脂电再生除盐系统11包括壳体，壳体内顺序布置有正极极板111、上层隔板112、强酸强碱混合树脂113、中层隔板114、弱酸强碱混合树脂115、下层隔板116和负极极板117；反渗透系统8为海水淡化型反渗透装置，海水淡化型反渗透装置其是采用了海水淡化膜的反渗透装置，海水淡化膜可以选用陶氏化学公司生产的海水淡化膜sw30hrle-440i，在进水水质基本相同的情况下，具有良好的脱盐、脱硼和toc去除效果，可以减轻后续系统的运行负荷，减少了反渗透系统的清洗次数，进而节约反渗透系统的清洗成本，同时由于减少了传统的使用在此阶段的2b3t离子交换装置，避免了传统离子交换工艺再生时大量酸碱废液的排放，节约了离子交换树脂再生的酸碱的费用，节省了酸碱再生系统的投资成本，也避免了废弃树脂更换时造成了危险废物处置的费用。反渗透系统8还与反洗水池21连接，反洗水池21与多介质过滤器3和活性炭过滤器5连接，双层床树脂电再生除盐系统11与反洗水池21连接；超纯水使用点20与超纯水箱14连接；如图3所示离子交换装置17为混床式离子交换装置，其内部通过下层隔板171填充有抛光树脂172（可以采用罗门哈斯的抛光树脂up6040），这种离子交换装置可以在去除纯水中残留离子的基础上进一步去除水中的溶解氧，通过采用混床式离子交换装置能够在采用两级不同运行方式的脱气膜装置的基础上进一步降低超纯水中的溶解氧浓度。

使用上述超纯水制造系统的方法为：原水进入原水池1，原水池1的水通过水泵通过原水换热器，把水温调节到21℃-25℃，然后通过多介质过滤器3，在进入多介质过滤器3之前通过加入盐酸调节ph至6.5-6.8之间，然后同时加入次氯酸钠和pac，投入次氯酸钠是为了对自来水进行杀菌，加入pac是将水中的悬浮物絮凝成较大的漂浮物以便多介质过滤器3有效截留。通过多介质过滤器3的水加入盐酸调节ph至3-4，然后进入脱碳塔4，h⁺与hco3^-结合生成co2，并通过脱碳塔4将co2去除。

脱碳塔4产水进入脱碳水池，通过水泵输送到活性炭过滤器5，活性炭过滤器5，填料主要是活性炭，主要用于去除水中的有机物质和余氯，以保护后面的ro（反渗透）膜免受氧化和有机污染。活性炭过滤器5的产水加入氢氧化钠调节ph至8.5-9.5，对后端ro膜的脱盐率和toc（总有机碳）去除率有一定提升效果，活性炭过滤器5产水再通过uv杀菌器6，uv杀菌器6采用254nm波长的紫外线进行杀菌，ro膜系统前采用uv杀菌能有效防止细菌对ro膜造成污堵。

uv杀菌器6的出水再经过一个5μm滤径的保安过滤器7，通过ro高压泵的增压进入海水淡化型反渗透装置，这套反渗透装置采用高脱盐率、低能耗海水淡化反渗透膜元件，进水压力＞2.0mpa，tds（溶解性固体总量）的去除率可以超过99.2%，回收率可以达到75-80%的水回收率，采用这种海淡型反渗透系统，可以在进水含盐量较高和进水压力较高的条件下，实现较高的脱盐率和脱硼率，同时对进水也有更高的toc去除率，产水tds为0.5-1.3mg/l，toc为30-100μg/l。反渗透产水进入产水池9，浓水进入反洗水池21，浓水可以供预处理系统反洗使用。

产水池9中的水通过水泵输送，首先经过第一toc-uv装置10，toc-uv装置采用185nm波长的紫外光，185nm波长的紫外线可以有效分解水中的toc，随后进入到一套双层床树脂电再生除盐系统11，可以是在传统的双层床离子交换装置的树脂层两端安放一对阴阳电极，通过增加电极的方式，无需增加离子交换膜，减少了设备制造难度，采取交换处理与电再生交替操作或者也可以是其他离子交换树脂电再生装置。运行时，如同普通的双层床离子交换塔一样，依靠树脂的强交换能力除去水中的杂质离子；电再生时，对树脂层施加直流电使离子交换平衡朝着再生反应的方向移动，同时通以纯水将再生出来的离子排出树脂层进入反洗水池，可以用于预处理系统反洗使用。双层床是在中，下层填充弱酸强碱树脂115，上层填充强酸强碱树脂113。向双层床树脂电再生除盐系统通入的水的速度在30m/h-80m/h的范围内，一般可选定60m/h，再生时，水流方向相反，水流流速在5m/h-10m/h的范围内，一般可选定10m/h，对树脂层施加直流电压床层高度和树脂高度计算可以得出。出水电阻率可以稳定在17.5mω•cm之上，出水toc＜5μg/l。进一步的，为了去除水中的弱电解质硼，在双层床树脂电再生除盐系统后外加一套除硼螯合树脂塔12，这套除硼螯合树脂塔12的填料分为除硼离子交换树脂和阴离子交换树脂两层，先通过触碰离子交换树脂将硼去除，然后通过阴离子交换树脂将除硼离子交换树脂溶出的toc成分去除，水的速度在30m/h-80m/h的范围内，一般可选定60m/h，除硼离子交换树脂和阴离子交换树脂的体积比为3:1~4:1，这一套除硼螯合树脂塔无须再生。经过除硼螯合树脂塔的水通过第一脱气膜装置13，去除水中的溶解氧，脱气膜装置采用氮气吹扫加真空的运行模式，氮气流速在2.0-2.5m³/h之间，抽真空时真空度大于0.09mpa。产水直接进入超纯水箱14，超纯水箱14采用氮封的方式，防止其他气体溶解进水中。

超纯水箱14中的水经过水泵输送，首先通过纯水换热器，把温度调节到终端供水温度21-23℃，然后通过第二toc-uv装置16，第二toc-uv装置16采用185nm波长的紫外光。经过toc-uv去除toc的水经过纯水增压泵的增压通过混床式离子交换装置，向混床式离子交换装置通入的水的速度在50m/h-100m/h的范围内，一般可选定80m/h，混床式离子交换装置的树脂无须再生，一般使用寿命为2-3年，2-3年后直接全部更换，出水电阻率可以稳定在18.2mω•cm之上。出水进入脱气膜系统18，先进入第二脱气膜装置其采用氮气吹扫加真空的运行模式，再进入第三脱气膜装置其仅采用抽真空的运行模式，两部分是串联连接，两部分的真空泵是独立工作的，第一部分的氮气流速在2.0-2.5m³/h之间，两段的真空度均大于0.09mpa。超纯水最后经过终端超滤的处理直接供至超纯水使用点20，使用点处未使用的超纯水可以返回超纯水箱14并循环。

以下结合实施例来说明使用效果：

实施例1：某12英寸集成电路半导体制造厂原水水质，电导率250-350μs/cm，toc2-2.5mg/l，用水量100t/h。每天运行24h。本案例实施包括以下步骤：

第一步：通过原水换热器把水温调节到23℃，在进入多介质过滤器之前通过加入盐酸调节ph至6.8，然后同时加入次氯酸钠和pac，通过多介质过滤器的过滤出水浊度＜0.01ntu。

第二步：脱碳塔进水ph调节至3.5，然后脱碳塔产水进入活性炭过滤器，活性炭过滤器出水余氯<0.1mg/l，出水调节ph至9.0。

第三步：反渗透系统进水压力2.1mpa，进水tds为150-200mg/l，进水toc为1.5-2mg/l，反渗透系统的回收率为80%，出水tds为0.8-1.2mg/l，toc为30-80μg/l。

第四步：双层床树脂电再生除盐系统的出水电阻率＞17.5mω•cm，再生时对树脂层施加直流电压在1300v-1500v之间变化，经过多次再生，双层床树脂电再生除盐系统的出水电阻率可以稳定在17.5mω•cm之上，出水toc＜5μg/l。除硼螯合树脂塔采用的填料分为除硼离子交换树脂和阴离子交换树脂两层，出水的硼浓度＜2μg/l，toc＜5μg/l。

第五步：除硼螯合树脂塔后的第一脱气膜装置进水的溶解氧为200-400μg/l，出水的溶解氧浓度＜10μg/l。

第六步：超纯水箱出水经过换热器降温至23±1℃，离子交换装置出水的电阻率可以稳定在18.2mω•cm之上，出水toc＜0.5μg/l。

第七步：脱气膜系统的进水溶解氧浓度为5-20μg/l，溶解氮浓度为10-20mg/l，第一脱气膜装置出水的溶解氧浓度＜0.5μg/l，溶解氮浓度≦2mg/l，第二脱气膜装置出水的溶解氧浓度＜0.2μg/l，溶解氮浓度＜0.5mg/l，经过终端超滤后超纯水出水的≥0.05µm的颗粒＜100pcs/l。

实施例2：某12英寸集成电路半导体制造厂原水水质，电导率200-300μs/cm，toc2-2.5mg/l，用水量50t/h。每天运行24h。本案例实施包括以下步骤：

第一步：通过原水换热器把水温调节到23℃，在进入多介质过滤器之前通过加入盐酸调节ph至6.5，然后同时加入次氯酸钠和pac，通过多介质过滤器的过滤出水浊度＜0.01ntu。

第二步：脱碳塔进水ph调节至4.5，然后脱碳塔产水进入活性炭过滤器，活性炭过滤器出水余氯<0.1mg/l，出水调节ph至9.0。

第三步：反渗透系统进水压力2.2mpa，进水tds为120-150mg/l，进水toc为1.5-2mg/l，反渗透系统的回收率为85%，出水tds为0.8-1.2mg/l，toc为20-70μg/l。

第四步：双层床树脂电再生除盐系统的出水电阻率＞17.7mω•cm，再生时对树脂层施加直流电压在1200v-1300v之间变化，经过多次再生，双层床树脂电再生除盐系统的出水电阻率可以稳定在17.7mω•cm之上，出水toc＜4μg/l。除硼螯合树脂塔采用的填料分为除硼离子交换树脂和阴离子交换树脂两层，出水的硼浓度＜2μg/l，toc＜4μg/l。

第五步：除硼螯合树脂塔后的一级脱气膜装置进水的溶解氧为200-350μg/l，出水的溶解氧浓度＜10μg/l。

第六步：超纯水箱出水经过换热器降温至22±1℃，离子交换装置出水的电阻率可以稳定在18.2mω•cm之上，出水toc＜0.5μg/l。

第七步：脱气膜系统的进水溶解氧浓度为5-20μg/l，溶解氮浓度为10-20mg/l，第一脱气膜装置出水的溶解氧浓度＜0.5μg/l，溶解氮浓度≦2.2mg/l，第二脱气膜装置出水的溶解氧浓度＜0.15μg/l，溶解氮浓度＜0.4mg/l，经过终端超滤后超纯水出水的≥0.05µm的颗粒＜100pcs/l。

对比例：某12英寸集成电路半导体制造厂原水水质，电导率200-300μs/cm，toc1.5-2mg/l，用水量100t/h。每天运行24h。本案例实施包括以下步骤：

第一步：通过原水换热器把水温调节到23℃，在进入多介质过滤器之前通过加入盐酸调节ph至6.8，然后同时加入次氯酸钠和pac，通过多介质过滤器的过滤出水浊度＜0.01ntu。

第二步：脱碳塔进水ph调节至3.5，然后脱碳塔产水进入活性炭过滤器，活性炭过滤器出水余氯<0.1mg/l，出水调节ph至9.0。

第三步：采用两级普通的反渗透膜系统，两级反渗透系统进水均压力1.2mpa，进水tds为150-200mg/l，进水toc为1.5-2mg/l，第一级反渗透系统的回收率为80%，第二级反渗透的回收率为90%，总回收率为72%，两级反渗透出水tds为0.8-1.0mg/l，toc为30-50μg/l。

第四步：采用混床式离子交换装置出水电阻率＞17.7mω•cm，出水toc＜5μg/l，出水的硼浓度20-50μg/l。再生时，需要进行反洗、分层，酸碱再生，一年使用的酸碱总使用量超过30t/年，废液排放量超过300t/年，产生的酸碱废液要进入废水系统处理后排放。

第五步：混床式离子交换装置后的一级脱气膜装置进水的溶解氧为200-350μg/l，出水的溶解氧浓度＜10μg/l。

第六步：超纯水箱出水经过换热器降温至22±1℃，离子交换装置出水的电阻率可以稳定在18.2mω•cm之上，出水toc＜0.5μg/l。

第七步：采用第一级采用气侧抽真空、第二级采用氮气吹扫加真空的脱气膜装置，脱气膜装置的进水溶解氧浓度为5-20μg/l，溶解氮浓度为10-15mg/l，第一脱气膜装置出水的溶解氧浓度＜2μg/l，溶解氮浓度≦0.8mg/l，第二脱气膜装置出水的溶解氧浓度＜0.5μg/l，溶解氮浓度＜1.5mg/l，经过终端超滤后超纯水出水的≥0.05µm的颗粒＜100pcs/l。

采用上述工艺流程，最终出水水质可以达到电阻率≥18.2mω•cm，toc＜0.5μg/l，颗粒（≥0.05µm）＜100pcs/l，溶解氧＜0.15μg/l，溶解氮浓度可以由≦1.5mg/l优化至＜0.5mg/l，处理流程更加简洁，无需酸碱进行再生树脂再生，无需离子交换膜的双层床设计，以用水量100t/h。每天运行24h为例，一年可以节约酸碱总使用量超过30t/年，减少了废液排放量超过300t/年。

以上，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉该技术的人在本发明所揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，都应涵盖在本发明的保护范围之内。因此，本发明的保护范围应该以权利要求的保护范围为准。