FR 2499963 A1 19820820 FR 8202345 A 19820212 L'invention a pour objet un procédé pour le traitement des eaux douces, des eaux saumatres, des eaux de mer et des eaux usées, pour l'obtention d'eau potable et d'eau à usage industriel avec récupération du concentrat et des boues en résultant, selon lequel il est prévu deux étages de séparation à l'aide de membranes à actions combinées l'une à l'autre avec une gradation des concentrations, le concentrat du dernier étage de séparation à membrane subissant un traitement de concentration thermique. Lorsqu'on utilise des procédés de séparation à l'aide de membranes, tels que l'osmose inverse et l'électrodialyse pour le traitement des eaux douces, des eaux saumâtres, des eaux de mer et des eaux usées, les rendements en produits obtenus en particulier lorsqu'il s'agit d'eaux saumatres faiblement salines, ne sont pas, la plupart du temps, limités par la pression osmotique correspondante à la concentration de l'eau brute, mais par les matières contenues dans cette eau brute, qui dépassent leur limite de solubilité pendant le processus de concentration et se précipitent. Il se forme donc sur les membranes des dépôts, que l'on appelle "encrassement de membrane qui ont un effet négatif aussi bien sur l'écoulement du perméat que sur le pouvoir de retenue des sels par les membranes. Afin d'éviter ces perturbations du processus de déminéralisation de l'eau brute, on soumet celle-ci à un traitement préalable avant son entrée dans le dispositif de déminéralisation. Si, par exemple, c'est la dureté partielle de l'eau en carbonate qui est le facteur limitant au point de vue de la formation des précipités, on ajoute de l'acide et on convertit la dureté partielle de l'eau en carbonate dépourvu de dureté. S'il y a risque de formation de précipités de sulfate de calcium selon le degré de concentration choisi, ou selon la quantité de perméat souhaitée, il est nécessaire de réduire la teneur en calcium de l'eau brute soit au moyen d'un procédé d'échange d'ions, soit par précipitation chimique, à un degré suffisant pour qu'il soit possible d'atteindre le rendement voulu. De plus, on peut retarder la précipitation en stabilisant la combinaison génératrice d'encrassement, ce qui permet d'obtenir une certaine amélioration, mais limitée, du degré de concentration. Avec le mode opératoire connu appliqué jusqu'à maintenant dans les installations de ce genre, le concentrat est habituellemet rejeté et le produit recueilli n'est produit que par une unité de séparation à membrane. Lorsque la nature de l'eau brute est très défa- vorable, il est nécessaire de faire passer la totalité du volume traité à travers un étage échangeur d'ions ou un réacteur de précipitation chimique; Quand le concentrat est rejeté après passage dans un appareil de séparation à membrane à un étage, il faut, suivant le rendement que peut atteindre cet appareil, traiter l'eau brute par précipitation ou par échange d'ions en quantité pouvant aller jusqu'au triple de la capacité en produit contenu. Pour un échange d'anions, on utilise un échangeur d'anions faiblement basique sous forme de chlorure qui adsorbe le sulfate et, en échange, cède du chlorure à la solution. Cet échangeur peut évidemment être régénéré avec de la saumure provenant d'un appareil de dessalement monté en aval, mais il est nécessaire d'utiliser de l'acide, soit dans-le cycle de chargement, soit lors de la régénération, afin d'obtenir une capacité en sulfate de la résine suffisam- ment élevée. Néanmoins, la capacité volumique utilisable de la résine échangeused'anions faiblement basique n'est que de 1,2 à 1,6 val/iA* On obtient des capacités supérieures, allant de 2 à 2,5 val 1/A avec un échangeur de cations fai- blement acide qui abaisse la concentration de la solution traitée en ions alcalino-terreux jusqu'à une valeur minimale souhaitée. Mais il faut régénérer d'abord la résine avec de l'acide chlorhydrique et, ensuite, conditionner la lessive de soude ou le carbonate de sodium. La régénération avec une quantité d'acide suffisamment élevée est ici particulière- ment importante si l'on veut obtenir des concentrations en calcium aussi basses que possible de l'eau déminéralisée. Les sels neutres provenant de la saumure d'une installation de dessalement ne peuvent pas être utilisés directement pour la régénation de la résine. Dans de nombreux cas, et surtout dans les pays pétroliers o on dispose de produits pétroliers à bon marché, les pompes à haute pression pour l'osmose inverse fonction- nent à l'aide de groupes à moteur diesel. L'énergie thermique provenant de la combustion est transformée dans une propor- tion d'environ 41 % en énergie mécanique qui peut être mise en oeuvre dans le processus de dessalement. L'énergie résiduelle est perdue à raison de 28 % pour le refroidissement à l'eau ou à l'air du groupe moteur, de 24/% dans les gaz de fumée et de 7 % pour d'autres raisons. Les concentrats de l'unité de séparation à membrane sont évacués soit dans des eaux de surface, c'est-à-dire dans des cours d'eau, des lacs ou dans la mer, ou bien on les envoie dans le sous-sol. Etant donné qu'il s'agit là de solutions à teneur très élevée en sels, l'apport de sels dans ces eaux de surface, et également dans les nappes d'eau souterraines lorsqu'on procède par envoi dans le sol, est une pollution de l'environnement qu'il faut prendre au sérieux. Ceci est également la raison pour laquelle, dans un proche avenir, il devra être procédé à la récupération de ces solutions à haute teneur en sels en vue de leur mise en dépôt. Cela signifie que le fonctionnement de ces instal- lations de dessalement nécessitera de réduire considérable- ment la formation de conc entrats pour que les frais de transport au lieu de dépôt soient considérablement réduits, s'il s'agit de rejets liquides, ou bien qu'il sera nécessaire de faire passer les sels à l'étet solide. Les procédés de séparation par membrane, et tout particulièrement dans le cas présent l'osmose inverse, sont supérieurs au point de vue énergétique à l'évaporation, par exemple lorsqu'il s'agit du dessalement de l'eau de mer. La pression osmotique qui s'établit dans le concentrat lors de la concentration de l'eau de mer pendant le dessalement peut, suivant la teneur en sel de l'eau brute, s'élever jusqu'à bars et les pressions de service actuellement possibles avec ce procédé, qui sont au maximum de 70 bars, limitent donc à un maximum de 40% le rendement lorsequ'on utilise l'osmose inverse pour les solutions à haute salinité. Les concentrats que l'on obtient après déminéralisation des eaux usées et des eaux saumâtres au moyen d'appareil à membrane avec des rendements élevés en produit ont des teneurs en sel analogues à celles que l'on rencontre avec l'eau de mer. La quantité élevée d'eaux usées résultant de ces conditions de fonction- nement est donc un inconvénient majeur de la technique de séparation par membrane. Pour la suite du traitement de ces concentrais et leur récupération, il est nécessaire de prévoir des stades opératoires supplémentaires qui peuvent être mis en oeuvre au delà des limites de teneur en sel acceptables pour l'osmose inverse tout en étant encore économiquement acceptables. Avec le procédé d'évaporation, le facteur qui limite le rendement en produit n'est pas la teneur en sel du concentrat ni sa pression osmotique, mais bien le danger d'inscrutation sur les surfaces des échangeurs de chaleur des matières contenues dans l'eau, qui se déposent pendant la concentration. Ce problème chimique peut être résolu par un traitement préliminaire approprié de l'eau de mer et on peut alors, avec des appareils à évaporation, effectuer égale- ment le traitement de solutions à degré élevé de salinité. Le perméat que fournissent les installations de déminéralisation à membrane ne satisfait pas aux exigences qui sont imposées à l'eau potable. Ce perméat contient encore une proportion élevée de sels de sodium et ne présentequ'une dureté insuffisante en carbonate. Souvent aussi, sa teneur totale en sels est trop basse. Pour augmenter la dureté, on ajoute souvent, en le dosant, de l'anhydride carbonique dans le courant de perméat, en le faisant passer à travers des filtres désacidifiants en matériau dolomitique, ou bier en ajoutant de l'eau de chaux. L'anhydride carbonique se combine alors aux composés alcalins à base de calcium pour donner une dureté partielle de l'eau en carbonate de calcium. Très souvent on est obligé de fabriquer le CO2 à partir de l'air ou par combustion de pétrole, lorsqu'il n'est pas disponible comme gaz industriel dans les pays à faible industrialisation. Le but principal de l'invention est de parvenir à un procédé permettant d'augmenter le rendement en produit en diminuant simultanément aussi bien la consommation spéci- fique en énergie et en moyens de traitement que le vclume des installations nécessaires au traitement préliminaire de l'eau brute et permettant aussi la récupération économique des concentrais. Ce résultat est obtenu par l'invention grâce au fait que: a) avant d'entrer dans le premier étage de sépa- ration à membrane l'eau brute est traitée de préférence à l'aide de procédés de conditionnement simples tels qu'addi- tion d'acide et de stabilisateurs et elle est envolée à l'aide d'une pompe à haute pression à un premier étage de séparation S membrane, le concentrat formé à cet étage est soumis à un nouveau traitement par échange d'ions ou par précipitation chimique et l'eau ainsi traitée est envoyée à un deuxième étage de séparation à membrane et le concentrat de cet étage est soumis à un nouveau traitement dans un étage de concen- tration thermique, l'énergie de fonctionnement de cet étage étant tirée de la chaleur solaire, de l'air froid ou des gaz d'échappement de moteurs thermiques ou de gaz caloporteurs de chaleur perdue, disponibles à l'extérieur; b) de la lessive de soude est produite dans l'espace cathodique d'une installation d'électrolyse disposée dans un courant des concentrats des étages à membrane et de l'acide chlorhydrique est préparé dans une installation de synthèse de production d'acide chlorhydrique, le chlore et l'hydrogène gazeux nécessaires au fonctionnement de cette installation de synthèse étant produits dans les chambres anodique et cathodique de l'installation d'électrolyse déjà mentionnée, l'acide chlorhydrique et la lessive de soude ainsi produits servant à la régénération ou au conditionnement d'un échangeur d'ions qui est installé à l'arrivée du dispo- sitif de dessalement ou qui reçoit le concentrat du premier étage de séparation à membrane pour en éliminer les ions générateurs d'éverassement; c) une résine échangeuse d'ions régénérable par procédé thermique est utilisée pour le conditionnement, cet échangeur d'ions étant installé de préférence sur le circuit du concentrat du premier étage de séparation à membrane ou bien aussi à l'arrivée à cet étage, et la résine est choisie de façon à éliminer sélectivement du courant partiel les ions bivalents tandis que les ions monovalents traversent l'étage de conditionnement sans subir de modi- fication; d) l'anhydride carbonique nécessaire au traite- ment ultérieur des produits issus de l'installation de dessalement, est obtenu par l'utilisation d'un échangeur de cations comme moyen de conditionnement ou de traitement du concentrat, par dissocation-du bicarbonate de sodium qui se trouve dans le concentrat des étages de séparation à membrane, à une température de 40'C au moins, l'apport de la chaleur nécessaire étant assuré par l'air de refroi- dissement et par les gaz d'échappement d'un moteur thermique utilisé pour faire fonctionner la pompe à haute pression, ou bien par des gaz porteurs de chaleur perdue, disponibles extérieurement sous forme de gaz d'échappement ou de combustion ou de vapeur perdue; e) pour le traitement de l'eau douce, des eaux saumRftres, de l'eau de mer et des eaux usées, on utilise dans le premier étage de séparation à membrane des unités de déminéralisation ayant une pression de service de 20 à bars et un passage de sels de 5 à 20 %, et, dans le deuxième étage de séparation, des unités ayant une pression de service de 50 à 100 bars et un passage de sels de 0, 5 à 5 %; f) dans un dispositif d'évaporation forcée, le concentrat du.deuxième étage de séparation à membrane est reconcentré de façon que les matières qu.'il contient se cristallisent ou soient transformées en matières solides, et la séparation de ces matières s'effectue sur des maté- riaux en bois ou en matière plastique disposés en cascade, ou bien sur des amas de pierre qui, lorsqu'ils sont suffisamment garnis, sont évacués et remplacés par de nouveaux matériaux; g) le traitement des concentrats s'effectue dans deux étages d'évaporation, le premier étage ayant pour rôle de retirer au concentrat une quantité d'eau telle qu'il ne puisse pas y avoir de séparation par cristalli- sation ou par précipitation des matières qu'il contient, tandis que le deuxième étage est muni intérieurement d'éléments o s'effectue la concentration jusqu'à cristal- lisation, précipitation ou séchage, les gaz chauds étant répartis séparément entre les deux étages en fonction des besoins en chaleur de ceux-ci; h) le traitement du concentrat s'effectue dans deux étages d'évaporation, les deux étages étant réunis l'un à l'autre par une conduite de gaz; le concentrat est introduit dans le premier étage, est dirigé dans le deuxième étage à contre-courant par rapport aux gaz et des gaz chauds (air chaud, gaz d'échappement et gaz de combus- tion) sont introduits dans ces deux étages qui sont munis de répartiteurs de gaz submergés, disposés dans des bar- boteurs à liquide; i) le traitement du concentrat s'effectue dans un réacteur à évaporation forcée à un étage, à contre- courant, par l'intermédiaire d'éléments du type à cascade, à fond de décantation ou à tamis; les gaz chauds (air chaud, gaz de combustion ou gaz d'échappement) sont introduits simultanément par un ou plusieurs répartiteurs de gaz dans l'entrée des liquides du réacteur, le gaz et le liquide circulant à contre-courant; les gaz chauds contenant de la vapeur d'eau sortant au sommet du réacteur passent le long d'une surface de condensation refroidie et l'eau faiblement saline qui se sépare à cet endroit est recueillie dans une cuvette et dirigée vers le lieu d'utilisation; j) les concentrats d'une installation de démi- néralisation à membrane pour la déminéralisation de l'eau douce, des eaux saumâtres, de l'eau de mer ou des eaux usées sont conduits à une installation d'évaporation à plusieurs étages et éventuellement à un sécheur à évaporation utili- sant les gaz de combustion ou les gaz d'échappement d'un groupe moteur des pompes à haute pression des étages de séparation à membrane afin de réchauffer le concentrat de l'étage de séparation à membrane avant son entrée dans l'évaporateur à plusieurs étages, de réchauffer la saumure dans le rechauffeur final de saumui et. de chauffer le sécheur à évaporation, les vapeurs se formant étant utilisées pour faire fonctionner l'évaporateur à plusieurs étages, éventuellement avec des gaz de combustion, pour chauffer le sécheur à évaporation; les buées ou vapeurs chaudes de l'évaporateur à plusieurs étages, éventuellement réunies à de la vapeur perdue, sont également utilisées pour réchauf- fer le concentrat de l'étage de séparation à membrane. L'énergie thermique qui doit être soustraite au moteur thermique des pompes à haute pression afin de le refroidir est utilisée pour le préchauffage de l'arrivée à l'étage de séparation à membrane, tandis que le produit du procédé de séparation à membrane, le condensat de l'évaporateur à plusieurs étages ainsi que le condensat de vapeurs chaudes du sécheur à évaporation sont mélanges les uns aux autres dans une proportion telle que l'on obtienne une eau potable ou une eau à usage industriel de bonne qualité. k) au-dessus d'un réacteur à évaporation forcée ouvert vers le haut qui est équipé d'éléments encastrés du type à cascade, à tôle perforée, à tamis ou à fond, est placé un toit annulaire incliné en métal, percé d'une ouverture centrale, sur lequel est monté, pour assurer le refroidissement, un circuit de répartition de saumure de refroidissement, ou qui est balayé par un courant d'air sortant d'une soufflerie; le long du bord inférieur de ce toit est disposée une rigole annulaire de rassemblement pour l'eau condensée, dotée d'une ou de plusieurs sorties d'écoulement. En résumé, le procédé décrit, comprend la combi - naison de deux unités de séparation à membrane, l'utilisation spécifique d'un procédé de conditionnement à l'entrée de la première de ces unités et du concentrat de ce dernier, l'évaporation en plusieurs étages ou la vapori- sation forcée des concentrats des étages de déminéralisation à membrane qui sont effectuées à l'aide de chaleur perdue, ainsi que la production de moyens de traitement pour le conditionnement de l'eau brute ou le traitement du concen- trat de la première unité de séparation à membrane; il permet d'obtenir les avantages suivants: a) une amélioration significative du rendement en produit de l'ensemble de l'installation de déminéra- lisation, dépassant le rendement que l'on obtient norma- lement avec un seul étage de séparation à membrane; b) grâce à cette amélioration du rendement en produit, une diminution importante de la consommation d'énergie car, en même temps qu'augmente le rendement en produit, la quantité d'eau brute qui est introduite dans l'installation de déminéralisation diminue de façon correspondante et, par conséquent, les moyens de transport peuvent être plus petits en fonction de leur capacité moindre c) une diminution des besoins en produits chimiques pour le conditionnement et la précipitation chimique. Afin d'empêcher la formation de l'encrassement dans les dis- positifs de séparation à membrane, il faut soumettre à un traitement préliminaire la quantité totale fournie à l'installation de déminéralisation. Plus cette quantité est faible et plus le rendement en produit est élevé, moins la consommation de produits chimiques est importante au cours du conditionnement puisqu'on est obligé également de traiter en même temps la quantité d'eau brute qui sortira plus tard avec le concentrat du premier étage de séparation à membrane..Les opérations de traitement plus avancées telles que la précipitation chimique sont effectuées selon l'invention de préférence seulement sur le concentrat de la première unité de séparation à membrane o la quantité d'eau à traiter est réduite de façon correspon- dante à la quantité de produit obtenue dans cette partie de l'installation. Par rapport à l'exécution de la préci- pitation, il en résulte une diminution sensible des dépenses en produits chimiques; d) une dimunution de la puissance de l'installa- tion et du volume général des constructions servant au conditionnement et à la précipitation. Selon l'invention, on n'utilise pour le traitement du produit d'alimentation qui arrive à l'installation que des procédés de conditionnement qui se limitent à l'utili- sation de processus techniques peu coûteux tels que, par exemple, l'addition dosée d'acide ou d'agent stabilisateur. Du point de vue des dépenses et des dimensions, la quantité d'eau à traiter a, sur de tels dispositifs, une influence bien moins grande que, par exemple, sur les réacteurs de précipitation chimique notablement plus coûteux. Ce dernier procédé est utilisé pour le traitement du concentrat de la première unité de séparation à membrane o le débit hydraulique a déjà subi une diminution considérable par suite de la séparation en deux branches du courant de produits qui a eu lieu précédemment; e) le traitement ultérieur peu coûteux et non polluant pour l'environnement des concentrats par: A) utilisation de chaleur perdue, de vapeur d'échappement et de chaleur solaire dans des dis- positifs faciles à mettre en oeuvre pour produire une évaporation forcée. Grace à l'utilisation d'un réacteur avec récupération des vapeurs chaudes, on peut obtenir une nouvelle augmentation du rendement de l'installation d'ensemble de déminé- ralisation, B) utilisation de chaleur perdue pour la récupération des concentrats dans des évaporateurs à plusieurs étages, seuls ou accouplés avec des sécheurs; f) un fonctionnement économique de l'installation grâce à un large recours à la production autonome des produits chimiques nécessaires, notamment dans les régions o les ingrédients de traitement sont impossibles à trouver ou difficiles à se procurer. D'autres caractéristiques et avantages de l'in- vention apparaîtront au cours de la description que l'on donnera maintenant, uniquement à titre d'exemple; on se référera aux dessins annexés dans lesquels: - la figure 1 est un schéma de circulation d'une installation de déminéralisation à deux étages de séparation à membrane et à concentration thermique du concentrat (avec une variante d'évaporation forcée pour la récupération du concentrat) conforme à l'invention, - les figures 2 à 6 sont des schémas de montage de différents modes de réalisation pour la mise en oeuvre de divers moyens d'évaporation forcée; - la figure 7 est un graphique montrant la variation de la dissociation du bicarbonate de sodium (pourcentage de dissociation en fonction de la température et du temps de séjour); - la figure 8 est un schéma analogue à celui de la figure 1, mais avec évaporation à plusieurs étages et séchage par évaporation pour la récupération du concentrat. Selon la figure 1, de l'eau brute ayant une teneur en sel se situant par exemple dans la zone de celle des eaux saumâtres (2000 à 5000 mg par litre) est dirigée par une conduite 1 à un étage de conditionnement A et, de là, est introduite par une conduite 2 dans une pompe à haute pression C qui la refoule par l'intermédiaire d'une conduite 3 dans un étage de séparation à membrane E à la pression de service néssaire à cet étage. Un groupe de pompage D qui, dans l'exemple de la figure 1 comprend un groupe Diesel, entraîne la pompe à haute pression C à laquelle est accouplée en supplément une génératrice de courant B. Le courant que produit celle -ci, comme il sera décrit plus loin, à entraîner des pompes de circulation à l'intérieur de l'installation de dessalement. Pour empêcher l'incrustation de dépôts sur la membrane de l'étage de séparation à membrane E, l'eau brute est traitée dans l'étage de conditionnement A avant de pénétrer dans la pompe à haute pression C. Selon l'invention, cet étage de conditionnement A est normalement constitué par un ou plusieurs postes de dosage, des échangeurs d'ions fonctionnant en courant partiel ou des dispositifs analogues. Les opérations de stabilisation, de conversion ou de diminution de concen- tration des éléments générateurs d'encrassement s'effectuent dans une mesure telle que, dans le premier étage de séparation à membrane E, on obtient un rendement en produit dont l'ordre de grandeur est compris entre un minimum de 40 à 50 % et un maximum d'environ 70 %. Le produit obtenu dans l'étage de séparation à membrane E s'écoule par une conduite 4 et arrive à un réservoir d'eau potable et d'eau industrielle I o il est mélangé au produit du deuxième étage de séparation à membrane H et, a l'aide d'une pompe M, il est livré aux utilisateurs sous forme d'eau potable et industrielle. Le concentrat de l'étage de séparation à membrane E parvient par une conduite 5 à un étage de traitement de concentré G qui est constitué par un échangeur d'ions spécial qui est garni d'une matière échangeuse de cations et/ou d'anions, ou de résine régénérable thermiquement. Dans cet étage de traitement, la concentration des éléments généra- teurs d'encrassement est diminuée de façon telle que l'on obtient à l'étage de séparation à membrane H un rendement en produit total de l'installation variant entre un minimum de 75 % et un maximum de 95 %. Le condensat traité est introduit à l'aide d'une pompe à haute pression F, en passant par des conduites 6, 7, dans le deuxième étage de séparation à membrane H. Le perméat qui s'y forme arrive par une conduite 8 dans le réservoir d'eau potable et d'eau industrielle I o il est mélangé avec le perméat provenant du premier étage de séparation à membrane E. Le concentrat de l'étage de séparation à membrane H est soumis à une nouvelle concentration et, pour ce faire, est dirigé par une conduite 9 soit à l'un des dispositifs d'évaporation forcée représenté sur l'une des figures 2 à 6, soit aux dispositifs combinés d'évaporation et de séchage décrits plus loin et visibles sur la figure 8. Lorsqu'on utilise le produit des premier et deuxième étages de séparation à membrane E et H comme eau potable, il faut encore soumettre celle-ci à un traitement final avant de l'envoyer dans le réseau de distribution d'eau potable. Il est prévu à cet effet un dispositif de traitement final N qui est constitué par un dispositif de dosage d'anhydride carbonique gazeux auquel est associé, afin d'obtenir la dureté partielle voulue de l'eau en carbonate/soit un filtre à matériau dolomitique, soit un deuxième dispositif de dosage pour l'addition de lait de chaux ou d'eau de chaux. Le CO2 est formé par décomposition thermique du bicarbonate de sodium formé lui-même dans l'étage de conditionnement A ou dans l'étage de traitement G du concentrat à partir du contenu en carbonate de l'eau brute. Il est obtenu à l'aide d'une résine échangeuse faiblement acide grâce au fait que celle-ci absorve les ions alcalino-terreux et cède en échange du sodium à l'eau. Comme le montre la figure 7, le carbonate de sodium se dissocie déjà en partie à une température de 40'C en anhydride carbo- nique et carbonate de sodium. Sur cette figure 7, le temps t en minutes est porté en abcisses et les ordonnées indiquent la fraction fB de C02 formé par rapport à l'acide carbonique fixé. Le pourcentage de C02 qui peut, par rapport de chaleur perdue, être obtenu du concentrat du deuxième étage de séparation à membrane H, est fonction du degré de réchauf- fement et du temps de séjour de la solution concentrée de sels dans un réacteur de décomposition K. On peut parvenir à des températures de 400 à 1000C à l'aide de gaz de combus- tion ou de gaz d'échappement, la chaleur étant apportée au concentrat par des échangeurs de chaleur ou par des serpentins de chauffage. L'anhydride carbonique correspondant sert également au réacteur de décomposition K pour réchauffer le mélange des concentrats avant qu'il ne pénètre dans l'étage de concentration thermique L. L'eau déminéralisée sortant du réservoir d'eau potable et d'eau industrielle I est envoyée à l'aide d'une pompe M, par des conduites 10, 11 à un dispositif de traitement final N. Dans ce dernier, il est ajouté à l'eau par la conduite 12 de l'anhydride carbonique gazeux et la dureté de l'eau partielle voulue en carbonate luiest conférée soit après une nouvelle addition d'hydrate de calcium sous forme d'eau de chaux ou de lait de chaux, soit sur passage sur une matière dolomitique. Lorsqu'on utilise un procédé d'échange d'ions pour conditionner l'eau brute dans l'étage de conditionne- ment A, ou en tant que procédé de traitement de concentrat dans l'étage de traitement de concentrat G, il peut s'agir soit d'un échangeur de cations faiblement acide, soit d'une résine régénérable thermiquement, le premier étant utilisé en technique routière classique, mais étant mis en oeuvre en continu selon son mode de fonctionnement économique. Les échangeurs à régénération thermique ne peuvent être utilisés dans ces conditions qu'en fonctionnement continu. Après avoir été chargé jusqu'à la capacité que l'on peut atteindre, l'échangeur utilisé dans l'étage de traitement de concentrat G est régénéré à l'aide d'acide chlorhydrique qui y est conduit par une conduite 13 à partir de l'ensemble d'adsorption à acide chlorhydrique P de l'installation de production des moyens de traitement. Le produit de régéné- ration est introduit par une conduite 14 dans un appareil de neutralisation Q o il est traité avec de la lessive de soude qui provient également de l'installation de produc- tion des moyens de traitement et qui arrive par une conduite à cet appareil de neutralisation Q. Pour la phase sui- vante de conditionnement, de la lessive de soude est dirigée par une conduite 16 à l'étage de traitement de concentrat G et est également dirigée par la conduite 14 vers l'appareil de neutralisation Q. L'acide chlorhydrique nécessaire à la neutralisation, provenant de l'installation de production des moyens de traitement, arrive par une conduite 17 à cet appareil de neutralisation Q. Par l'intermédiaire d'une conduite 18, le produit régénéré neutralisé et le produit élué de l'échangeur d'ions sont mélangés au concentrat dans une conduite 19 et sont dirigés jusqu'à un étage de concentration thermique L o s'opère l'opération de trai- tement suivante avec le concentrat des étages de séparation à membrane E et H. Lorsqu'on utilise un échangeur de cations faible- ment acide comme procédé de conditionnement pour le traite- ment de l'eau brute dans l'étage de conditionnement A, on dirige vers cet échangeur, pour sa régénération, par des conduites 13, 35 l'acide chlorhydrique provenant de l'instal- lation de production des moyens de traitement. La lessive de soude destinée au conditionnement, venant d'une instal- lation d'électrolyse R, passe grâce à des conduites 16, 37 dans l'étage de conditionnement A. Les produits régénérés sont dirigés vers l'élément de neutralisation Q par une conduite 36. Si on utilise pour effectuer le conditionnement dans l'étage A ou G une résine échangeur régénérable, l'élution de la résine s'effectue après épuisement avec le calcium et le magnésium par traitement de cette résine avec de l'eau chaude qui est obtenue par récupération de la chaleur perdue émise par des gaz de combustion, des gaz d'échappement ou de la vapeur s'échappant de l'eau de refroidissement. Le règlage nécessaire des groupes exerçant une activité d'échange de la résine à l'aide d'acide ou de lessive de soude peut s'effectuer comme il a été décrit plus haut à propos de la régénération de l'échangeur faiblement acide. Le produit régénéré est récupéré également comme il est décrit à cet endroit. L'installation d'électrolyse R contient les espaces cathodique Ra et anodique Rb séparés. L'espace cathodique Ra de l'installation d'électrolyse R est alimenté en concentrat par une conduite 26. Le condensat sort de la chambre anodique Rb de cette installation par une conduite 27 et il est réintroduit dans la conduite 9. Dans la chambre cathodique Ra il se forme de la lessive de soude et de l'hydrogène. La lessive de soude est utilisée comme il a été dit plus haut pour le conditionnement de l'échangeur d'ions des étages A ou G ainsi que pour la neutralisation dans l'élément Q. L'hydrogène est dirigé séparément par une conduite 20 à une installation de synthèse de gaz chlorhydrique O de môme que le chlore qui est obtenu dans la chambre anodique Rb. Le chlore arrive dans l'instal- lation O par une conduite 21. Dans cette installation s'effectue la combustion des deux gaz et l'acide chlorhy- drique gazeux formé est introduit par une conduite 22 dans une installation d'adsorption d'acide chlorhydrique P. Par une conduite 23, de l'eau potable ou de l'eau indus- trielle est prélevée dans un réservoir I et elle est introduite en tant qu'agent d'adsorption dans une instal- lation d'adsorption d'acide chlorhydrique P. L'acide chlorhydrique formé quitte cette installation P par une conduite 13 pour effectuer la rég6r, 5ration de l'échangeur d'ions de l'étage de traitement de concentrat G; il est introduit dans l'élément de neutralisation Q par une conduite 17. Par une conduite 24 est amenée de l'eau brute ou du concentrat de l'étage de séparation & membrane à l'installation de synthèse d'acide chlorhydrique gazeux O pour en effectuer le refroidissement. Une fois échauffé, le liquide de refroidissement sort de l'installation par une conduite 25 pour servir à un traitement ultérieur. Une partie du chlore produit dans l'espace anodique Rb de l'installation d'électrolyse R est dérivée par une conduite 28. Une partie de la lessive de soude produite dans l'espace cathodique Ra de l'installation d'électrolyse R est évacuée par des conduites 16 et 29 et est mélangée au chlore dans la conduite 28. La solution chlorée blanchissante ainsi formée est alors ajoutée dans le prolongement de la conduite 28 à l'eau brute avant l'étage de conditionnement A pour empocher toute croissance biologique dans l'installation de déminéralisation. Le fonctionnement de l'étage de concentration L lorsqu'il est constitué par un étage d'évaporation forcée, tel que représenté sur la figure 1, est décrit ci-après. Quand on utilise un groupe disel D pour entraîner la pompe à haute pression C, l'air destiné au refroidissement et à la combustion est prélevé par une conduite 30 dans le milieu ambiant et, après avoir été réchauffé, il est introduit par une conduite 31 dans le dispositif d'évapo- ration forcée L. Les gaz d'échappement du groupe diesel D sont eux aussi dirigés jusqu'à l'étage L par une conduite 32. Selon une variante de réalisation de l'invention, avant d'introduire les gaz d'échappement dans le dispositif d'évaporation, on peut, au moyen de la conduite 19, faire passer ces gaz à travers le concentrat du deuxième étage de séparation à membrane H dans un échangeur de chaleur du réacteur de dissociation K et fournir encore de la chaleur à ce concentrat. La solution recon oentrée quitte le dispositif d'évaporation forcée L par une conduite 33 pour être ensuite récupérée et évacuée. Lorsque, comme le montre la figure 1, l'étage de concentration thermique fonctionne comme installation d'évaporation forcée avec récupération des vapeurs chaudes, le condensat des buées sortant de la rigole collectrice de la calotte de refroidissement arrive par la conduite 34 au réservoir d'eau potable et d'eau industrielle I. Pour améliorer le rendement du dispositif d'évaporation, il est possible, au moyen d'une pompe de circulation Sa, de reprendre la solution concentrée dans une conduite d'évacuation 33 et de la recycler dans la conduite d'ar- rivée du dispositif d'évaporation forcée. Le dispositif d'évaporation forcée que montre la figure 2 est analogue à une cascade pyramidale. Le concentrat est amené par la conduite 19 au sommet de la cascade qui est constituée par un bac en bois ou en matière plastique. Le concentrat se déverse par-dessus les bords du bac de sommet 101 et tombe à l'étage suivant 102 qui est également constitué par un bac d'o il continue à couler à l'étage suivant 103, chaque bac étant plus grand que celui qui se trouve au-dessus. Les bacs sont fixés sur un support médian 105 qui peut être en bois, en métal ou en matière plastique et se compose d'une plaque continue ou de usieurs tiges de maintien. Les bacs sont, de plus, reliés encore entre eux par des jambes latérales 106. En-dessous du dernier bac 103 et au-dessus du niveau du liquide du bac collecteur 104 dans lequel s'écoule la solution concentrée, il est prévu un moyen de drainage fait de tubes perforés en métal ou en matière plastique dans lequel les gaz chauds (air de refroidissement, gaz d'échappement) sont introduits par des conduites 31 et 32 et sont répartis sur la surface du dispositif d'évaporation L pour la balayer vers le haut à contre-courant du concen- trat s'écoulant vers le bas. Ce ruissellement du concentrat crée une surface d'échange relativement grande si bien que la chaleur des gaz circulant à contre-courant provoque une forte évaporation de l'eau de la solution concentrée. L'ensemble de l'installation L est exposé à l'action directe du rayonnement solaire de sorte que la solution répartie en couche minoe dans les bacs de la cascade et ruisselant vers le bas se réchauffe encore, ce qui accélère l'évaporation. Une amélioration supplémentaire de la concentration est obtenue par le soutirage d'une partie de la solution du bac collecteur 104 au moyen de la pompe Sa et sa réintroduction au sommet de la cascade 101. Cette remise en circulation de la solution provoque une augmen- tation du temps de séjour dans l'installation et se traduit par une augmentation supplémentaire de la tempé- rature de la solution qui a été introduite au sommet 101. L'installation représentée sur la figure 3 correspond, par son mode de fonctionnement et son agencement, à la cascade de la figure 2. Ici aussi le concentrat est introduit au sommet 107 de la cascade qui est constitué par un bac ouvert. De là, la solution coule dans un deuxième bac 108 plus grand disposé en-dessous du premier. En- dessous de ce bac est disposé un tas de grosses pierres 109 ayant des formes irrégulières qui ont été déversées sur une grille médiane 110. La solution ruisselle du haut à travers ces pierres tandis que de l'air de refroidissement et des gaz de combustion venant du bas sortent de tubes de drainage III à contre-courant. La solution se rassemble ici aussi dans un bac de fond 112 et, de là, peut être remise en circulation par la pompe Sa pour être renvoyée au sommet 107. La figure 4 se rapporte à un mode de fonctionne- ment à deux étages du dispositif d'évaporation forcée. Un réacteur d'évaporation 113 de premier étage est muni de garnitures intérieures 114 constituées par des fonds perforés ou des tamis que la solution traverse de haut en bas. Un courant de gaz chaud traverse le réacteur à contre-courant de la solution. Pour augmenter la surface d'évaporation de celle-ci, il est possible de disposer sur les fonds des corps de garnissage de formes variées. Après le premier étage, la solution qui a subi une première concentration passe dans un deuxième étage. A la différence du réacteur 113, un réacteur 115 de deuxième étage est muni de garnitures amovibles 116. On peut également prévoir comme réacteur 115 un appareil tel que celui des figures 2 ou 3. Grâce à la pompe Sa, on peut soutirer de la solution du réacteur 115 et la renvoyer au réacteur 113. L'installation à deux étages est mise en oeuvre de telle sorte que, dans le premier étage, la solution est concen- trée jusqu'à un degré de concentration avec lequel il ne se produit pas encore de séparation des éléments qu' elle contient, par cristallisation ou précipitation. Une transformation à l'état solide ne s'effectue que dans le deuxième étage d'o l'on peut facilement retirer ensuite les garnitures couvertes de matière solide. En conséquence, l'arrivée des gaz chauds est réglée de façon que, suivant la température des gaz d'échappement ou suivant le refroidissement désiré, on introduit dans le premier réacteur 113 un gaz ou un mélange de gaz qui ne cède que les calories permettant d'éviter à cet endroit la cristal- lisation ou la solidification. Il est également possible de faire fonctionner le réacteur 115 du deuxième étage avec la seule chaleur solaire sans recourir à des gaz chauds. La figure 5 montre aussi une installation à deux étages. La solution à haut degré de salinité arrive par la conduite 19 dans un réacteur 116, puis, passant sur des garnitures appropriées 117, arrive dans un collecteur 118 dans lequel le niveau de liquide est réglé de telle sorte qu'il recouvre un tube distributeur de gaz 119 par o du gaz provenant d'un deuxième réacteur 120 est intro- duit dans le réacteur 116. A sa sortie de ce barbotage, la solution préconcentrée passe dans une conduite 121. Ce réacteur est relié à une conduite de gaz 122 au réacteur 116. Le gaz chaud pénètre dans le réacteur 120 par les conduites d'entrée de gaz séparées, 31, pour l'air de refroidissement et 32 pour les gaz de combustion et les gaz d'échappement, débouchant dans l'appareil de barbotage 124. Le liquide sortant du réacteur 116 s'écoule en tombant en chute libre à travers des garni- tures 123 à contre-courant avec le gaz pour arriver dans l'appareil de barbotage 124 d'o il est repris et récupéré par la conduite 33. Le gaz épuisé s'échappe par le haut du réacteur 116 qui est ouvert. Dans l'appareil illustré par la figure 6, la saumure pénètre par la conduite 19-dans un dispositif à cascade 130 qui est constitué par des bacs plats de grandeur augmentant progressivement; la solution s'écoule ainsi de haut en bas par étages successifs en passant par-dessus les bords de ces bacs. Après traversée de la cascade, la solution traverse des garnitures 125- coulant vers le bas tandis que du gaz circule à contre- courant de ce mouvement. Le liquide se rassemble dans un barboteur à solution 136 qui est agencé de façon que le niveau du liquide recouvre des tuyaux d'entrée de gaz 32 véhiculant des gaz de combustion ou des gaz d'échappement, et 31 véhiculant de l'air de refroidissement. La saumure concentrée sort par une conduite 33. Les vapeurs formées par l'évaporation dans la cascade et dans la chambre d'évaporation munie de garnitures s'élèvent avec le gaz dans le réacteur. Au sommet de ce dernier est disposé un toit annulaire incliné 127 qui. est refroidi par la température extérieure et grace à un apport d'air venant de souffleries, ou à l'aide de serpentins de refroidis- sement dans lesquels circule un fluide de refroidissement. La vapeur d'eau contenue dans les gaz se condense au contact de ce toit, et, en passant par une rigole annu- laire 128 disposée sous le bord inférieur du toit 127 pour recueillir le condensat, puis par la conduite de sortie 34 de cette rigole, elle est conduite, par exemple, dans le bassin d'eau potable et d'eau industrielle I (voir figure 1) o elle est mélangée aux courants de produit provenant des étages de déminéralisation à membrane E et H pour être envoyée au consommateur. Le gaz d'échappement qui a maintenant une teneur en eau relativement basse quitte le réacteur par une conduite de vapeur 129 qui est disposée au centre du sommet du toit 127. La figure 8 montre une combinaison avantageuse de dispositifs d'évaporation et de dispositifs de dessè- chement comme variante de réalisation de l'évaporation forcée dans l'étage de concentration thermique L, afin d'effectuer le traitement du concentrat provenant de l'étage haute pression H (figure 1), y compris le conditionnement de l'alimentation de cet étage dans l'étage de traitement G. Le concentrat provenant de l'étage de séparation à membrane E est amené par la conduite 5 dans l'étage de traitement de concentrat G. Le concentrat traité est refoulé par une pompe d'alimentation F, par l'intermé- diaire des conduites 40, 41 et 42 dans l'étage de sépa- ration à membrane H. Lorsque la pompe d'alimentation F est entraînée par un groupe diesel DD, la chaleur perdue résultant du refroidissement de ce groupe diesel DD est utilisée pour réchauffer le concentrat. Si le groupe diesel DD est refroidi à l'eau, la conduite de concentrat pénètre directement dans le refroidisseur à eau de ce groupe diesel. S'il s'agit d'un refroidissement par air, il est prévu dans la conduite 40 un échangeur de chaleur gaz-liquide supplémentaire au moyen duquel s'effec- tue le transfert de chaleur au concentrat. En empruntant la conduite 4l, le concentrat réchauffé arrive alors dans la pompe à haute pression F et de là, par une conduite 42, à l'étage de séparation à membrane H. On obtient dans cet étage un perméat à faible salinité et un concentrat à salinité élevée. Le perméat arrive par la conduite 8 dans le réservoir d'eau potable et d'eau industrielle I, tandis que le concentrat passant par les conduites 43, 44 et 45 arrive aux échan- geurs de chaleur X et Y puis, à l'aide d'une pompe à concentrat Z, éventuellement nécessaire suivant la situation en hauteur du niveau, est dirigé par les conduites 46 et 47 jusqu'à l'évaporateur multiétages U. Entre les conduits de cc.ncentrat 43 et 44 est disposé un dispositif de récupération d'énergie W qui est accouplé mécaniquement soit à la pompe à haute pression F, soit à une pompe à vide CC, soit à la pompe à concentrat Z soit à une pompe à saumure T. Si on utilise pour la récupération d'énergie un accouplement avec une généra- trice de courant, selon la quantité d'électricité produite par le dispositif et la consommation de courant des différents groupes de pompage, une partie ou la totalité de ces pompes est alimentée en courant r6cupéré(ce qui est désigné par la référence X X sur la figure 8). De la même façon, on utilise aussi le courant que l'on obtient en accouplant une génératrice de courant BB avec un groupe diesel. Les échangeurs de chaleur X et Y servent à réchauffer le concentrat avant son entrée dans l'éva- porateur à plusieurs étages U. Un échangeur de chaleur X est alimenté en vapeurs chaudes provenant de l'évapo- rateur à plusieurs étages U et du sécheur à tambour S par l'intermédiaire d'une conduite 48, comme il sera décrit en détail plus loin. Les gaz d'échappement du groupe diesel DD sont introduits par les conduites 49, 50 dans l'échangeur de chaleur Y après avoir cédé déjà, dans le réchauffeur de saumure V de l'évaporateur à plusieurs étages U, une partie de leur chaleur pour réchauffer la saumure. De là, une partie des gaz d'échappement arrive par la conduite 50 dans l'échangeur de chaleur Y et sort ensuite de cet échangeur à une température de sortie qui est d'environ 110 à 1600C sous forme de gaz d'échappement. Une autre partie des gaz d'échappement est introduite par une conduite 51 dans un sécheur à tambour S o la saumure de l'évaporateur à plusieurs étages U est soumise à un traitement ultérieurqui sera décrit ci-après. Le gaz refroidi quitte le sécheur à tambour par une conduite 52 et il est ensuite mélangé éventuellement dans la conduite 49 avec les gaz de combustion chauds sortant du groupe diesel DD en vue de l'exploitation de la chaleur résiduaire. Le concentrat réchauffé et introduit par la conduite 47 dans l'évaporateur à plusieurs étages U y est à nouveau concentré et la saumure qui s'y forme est amenée par la pompe à saumure T dans le sécheur à tambour S en passant par les conduites 53,54. Le produit à faible salinité sortant de l'évaporateur à plusieurs étages U est conduit au réservoir d'eau potable et d'eau indus- trielle I par une conduite 55 o il est mélangé avec les autres courants de produits à faible salinité. Les vapeurs chaudes qui sont retirées en quantité encore plus faible de l'évaporateur à plusieurs étages U sont mélangées dans la conduite 48 avec les vapeurs chaudes du sécheur à tambour venant par la conduite 56 et sont introduites par la conduite 48 dans l'échangeur de chaleur X. Les vapeurs sont aspirées au moyen de la pompe à vide CC qui est montée sur les conduites 57,58. A la place de cette pompe on peut utiliser également une buse d'aspiration qui peut fonctionner, par exemple, avec des gaz d'échap- pement. Les vapeurs condensées dans l'échangeur de chaleur X parviennent ensuite, elles aussi, à l'aide de la pompe 1 vide CC et en empruntant les conduites 57,58, dans le réservoir d'eau potable et d'eau industrielle I. Si le condensat en question présente une teneur en sel trop élevée pour qu'il puisse être utilisé comme eau potable, il peut être dirigé à nouveau par une conduite 59 jusqu'à la conduite 5 d'introduction du condensat dans l'ensemble de l'installation. L'eau potable obtenue dans le réservoir d'eau potable et d'eau industrielle I à partir du produit des étages de séparation à membrane E et H, du condensat de l'évaporateur à plusieurs étages U et de celui des vapeurs chaudes du sécheur à tambour S est dirigé jusqu'aux consommateurs par la conduite 10 des évaporateurs à plusieurs étages (voir la figure 1). La saumure introduite à partir de la pompe à saumure T par les conduites 53 et 54 dans le sécheur à tambour S subit une nouvelle concentration dans la partie d'évaporation de ce dernier et elle est convertie en substance sèche dans la partie de cristallisation et de séchage après élimination de l'humidité résiduelle. Cette substance sèche est rassemblée dans des conteneurs 60 tenus prêts à cette fin et elle est évacuée pour être rejetée ou pour subir un nouveau traitement. Lorsqu'on dispose de vapeur d'échappement et de gaz de combustion provenant d'une centrale d'énergie, on peut accoupler la pompe à haute pression F à une turbine que l'on fait fonctionner avec la vapeur correspondante. A sa sortie de la turbine, la vapeur est utilisée pour chauffer l'évaporateur à plusieurs étages U et le sécheur à tambour S et elle peut également être utilisée avec bs vapeurs chaudes issues de ces deux étages de traitement thermique pour réchauffer le concentrat de l'étage de séparation à membrane H dans l'échangeur de chaleur X. Les gaz de combustion disponibles peuvent être utilisés de la même façon qu'il a été décrit plus haut à propos des gaz d'échappement du groupe diesel DD, c'est-à-dire qu'ils peuvent servir dans l'échangeur de chaleur Y pour réchauf- fer le concentrat de l'étage de séparation à membrane H, pour chauffer le sécheur à tambour S et pour réchauffer la saumure dans le réchauffeur final de saumure V de l'évaporateur à plusieurs étages U. Le fonctionnement de l'étage de traitement de concentrat G avec utilisation d'un échangeur de cations faiblement acide pour éliminer les ions bivalents, ainsi qu'il a été indiqué sur la figure 8 pour la rendre plus complète, a déjà été décrit en détail plus haut en réfé- rence à la figure 1. REVENDICATIONS 1. Procédé pour le traitement d'eaux douces, d'eaux saumâtres, d'eau de mer et d'eaux usées afin de les transformer en eau potable et en eau industrielle, ainsi que pour la récupération des concentrats et des boues en résultant, selon lequel deux étages de séparation à membrane sont réunis l'un à l'autre pour un étagement de la concentration, et le concentrat du dernier étage est traité par un procédé de concentration thermique, caractérisé en ce qu'avant de pénétrer dans un premier étage de séparation à membrane (E), l'eau à traiter est soumise à des opérations simples de conditionnement telles qu'addition d'acide et d'agent stabilisant, puis est envoyée au moyen d'une pompe à haute pression (C) au premier étage de séparation à membrane (E), le concentrat qui s'y crée est soumis à un nouveau traitement par échange d'ions ou par précipitation chimique, l'eau ainsi préparée est conduite à un deuxième étage de séparation à membrane (H) dont le concentrat est soumis à un nouveau traitement dans un étage de concentration thermique (L), l'énergie de fonctionnement de cet étage thermique (L) étant tirée de la chaleur solaire, de l'air de refroidissement ou des gaz d'échappement de moteurs thermiques, ou encore de gaz caloporteurs de chaleur perdue disponibles à l'extérieur de l'installation. 2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que l'on produit de la lessive de soude dans l'espace cathodique d'une installation d'électrolyse (R) disposée sur le courant de concentrat des étages de séparation à membrane (E,H) et de l'acide chlorhydrique dans un dispo- sitif (O) de synthèse d'acide chlorhydrique, le chlore et l'hydrogène gazeux nécessaires au fonctionnement de cette installation de synthèse (O) étant produits dans les espaces anodique et cathodique de ladite installation d'électrolyse (R), et l'acide chlorhydrique et la lessive de soude obtenus étant utilisés pour la régénération ou le conditionnement d'un échangeur d'ions (G) qui, pour l'élimination des ions générateurs d'encrassement, est installé à l'arrivée du circuit de déminéralisation ou à la sortie du concentrat du premier étage de séparation à membrane (E). 3. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que l'on utilise pour le conditionnement une résine êchangeuse d'ions régénérable thermiquement, l'échangeur d'ions étant de préférence installé sur le concentrat du premier étage de séparation à membrane (E) mais pouvant être également installé sur l'arrivée à cet étage, la résine d'échange étant choisie pour éliminer sélectivement du courant partiel de liquide les ions bivalents tandis que les ions monovalents franchissent l'étage de conditionnement sans être affectés. 4. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que l'anhydride carbonique nécessaire au traitement ultérieur du produit -obtenu dans l'installation de dessalement est préparé, lorsqu'on utilise un &changeur de cations faiblement acide comme moyen de conditionne- ment ou de traitement du concentrat, par dissociation thermique du bicarbonate de sodium se trouvant dans le concentrat des étages de séparation à membrane à une température d'au moins 40'C, l'apport de chaleur néces- saire étant effectué par l'air de refroidissement et par les gaz d'échappement d'un moteur thermique servant à entraîner la pompe haute pression, ou par des gaz calo- porteurs disponibles extérieurement à l'installation, sous forme de gaz ou de vapeur d'échappement. 5. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que, pour le traitement de l'eau douce, de l'eau saumatre, de l'eau de mer et des eaux usées, on utilise dans le premier étage de séparation à membrane (E) des unités de dessalement ayant une pression de service de à 40 bars et un passage de sel de 5 à 20 % et, dans le deuxième étage, des unités ayant une pression de service de 50 à 100 bars et un passage de sel de 0,5 à 5 %. 6. Procédé pour le traitement d'eaux saumâtres selon la revendication 1, caractérisé en ce que le concentrat du deuxième étage de séparation à membrane (H) est soumis à une nouvelle concentration dans un dispo- sitif d'évaporation forcée (L), les matières qu'il contient sont séparées par cristallisation ou transformées en matières solides, et la séparation de ces matières s'effectue sur des matériaux en bois ou en matière plastique disposés en cascade, ou sur des pierres entassées en vrac qui, lorsque le degré de chargement atteint une valeur déterminée, sont évacués et remplacés par de nouveaux matériaux. 7. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le traitement des concentrats s'effectue dans deux étages d'évaporation (113,115) la quantité d'eau retirée au concentrat dans le premier étage (113) étant telle qu'il ne s'effectue pas encore de séparation des éléments contenus par cristallisation ou précipitation de ceux-ci, le deuxième étage (115) est muni de garni- tures interchangeables (116) et la concentration y est effectuée jusqu'à cristallisation, précipitation ou séchage, les gaz chauds étant répartis séparément entre les deux étages (113,115) en fonction des besoins en chaleur de ceux-ci. 8. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le traitement des concentrats s'effectue dans deux étages d'évaporation (116,120) qui sont reliés l'un à l'autre par une conduite de gaz (122) le concentrat étant introduit dans le premier étage (116), arrivant dans le deuxième étage (120) en s'écoulant à contre-courant par rapport au gaz, tandis que dçs gaz chauds (air chaud, gaz d'échappement et gaz de combustion) sont conduits dans les deux étages (116,120) qui sont munis de réparti- teurs de gaz (119) submergés disposés pour créer un barbotage dans le liquide. 9. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que le traitement du concentrat s'effectue dans un réacteur d'évaporation forcée à un seul étage en passant à contre-courant sur des garnitures d'un dispositif à cascade (130), à fonds perforés/à tamis, les gaz chauds (air chaud, gaz de combustion ou gaz d'échappement) étant introduits dans un barboteur à liquide ( 136) du réacteur par un ou plusieurs distributeurs de gaz (31, 32), le gaz et le liquide s'écoulant à contre-courant et les gaz chauds contenant de la vapeur d'eau balayant une surface de condensation refroidie (127), l'eau faiblement saline qui s'y condense étant recueillie dans une rigole (128) d'o elle est dirigée dans un circuit d'utilisation. 10. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que les concentrats d'une installation de déminé- ralisation à membrane destinée au dessalage d'eau douce, d'eau saumàtre, d'eau de mer ou d'eaux usées, sont conduits à une installation d'évaporation à plusieurs étages (U) et à un sécheur à évaporation (S), les gaz de combustion ou les gaz d'échappement du groupe moteur (DD) des pompes à haute pression (F) des étages de séparation à membrane (E,H) étant utilisés pour réchauffer le concentrat de l'étage de séparation à membrane (H) avant son entrée dans l'évaporateur à plusieurs étages (U), pour réchauffer la saumure lors de son réchauffement final et pour chauffer le sécheur à évaporation (S), la vapeur d'échappement étant utilisée pour faire fonctionner l'évaporateur à plusieurs étages (U) et pour chauffer, avec les gaz de combustion, le sécheur à évaporation (S) cependant que les vapeurs sortant de l'évaporateur à plusieurs étages (U) et du sécheur à évaporation (S), éventuellement avec de la vapeur d'échappement, sont utilisées pour réchauffer le concentrat de l'étage de séparation à membrane (H), l'énergie thermique de refroi- dissement des moteurs thermiques (DD) qui entraînent les pompes à haute pression étant utilisée pour réchauffer l'arrivée aux étages de séparation à membrane (E, H) et que le produit de la séparation par membrane, le conden- sat des vapeurs du sécheur à évaporation (S) et de l'évaporateur à plusieurs étages (U) sont mélangés entre eux dans des proportions telles que l'on obtient une eau potable ou une eau industrielle de bonne qualité. 11. Installation pour la récupération du concentrat et pour la mise en oeuvre du procédé selon la revendication 9, caractériséeen ce qu'audessus d'un réacteur d'évapora- tion forcée (L) ouvert vers le haut, qui est équipé intérieurement de garnitures (124,125) disposées en cascade, de tôle perforée, de tamis ou de fond, est placé un toit métallique annulaire incliné (127) ayant une ouverture centrale (129), sur lequel est monté pour son refroidissement un circuit distributeur de saumure de refroidissement, ou qui est balayé par un courant d'air soufflé par une soufflerie, le bord inférieur de ce toit (127) étant associé à une rigole (128) de rassemblement de l'eau condensée, également annulaire et munie d'au moins un conduit de décharge (34).