(57)【要約】  本発明は、無浸透圧差状態で低圧で水溶液を濃縮する方法に関し、より詳細には濃縮しようとする溶質含有水溶液を無浸透圧状態で低圧で濃縮する方法に関する。本発明の方法を利用する場合、エネルギーの消費が少なく、抽出溶媒を使用しなくても最大溶質の飽和水溶液又は溶質の濃度が１００％になるまで濃縮することができる。さらに、本発明の方法は、別途の浸透圧誘導溶液を使用しなくてもよいという長所を有する。
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【特許請求の範囲】
【請求項１】
△π低減条件で溶質含有水溶液を濃縮する方法であって、
（ａ）前記溶質含有水溶液を逆浸透圧膜で区画されているフィードチャンバーとπ−イコライザーチャンバーとを含む無浸透圧差濃縮機を利用して濃縮する段階であって、
（ｉ）（Ｆｅｅｄ）Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程、
（ｉｉ）（Ｆｅｅｄ）Ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程、及び、
（ｉｉｉ）Ｎａｎｏ  ｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ  ｍｅｍｂｒａｎｅ工程
のうちの一つ以上の工程を利用して、前記フィードチャンバーと前記π−イコライザーチャンバーとの間の△π低減条件を形成する段階と、
（ｂ）前記濃縮された溶質含有水溶液をさらに他の無浸透圧差濃縮機又は逆浸透圧を利用して回収する段階と、
を含む方法。
【請求項２】
（ｃ）前記（ｂ）段階の前記さらに他の無浸透圧差濃縮機が前記（ｉ）〜（ｉｉｉ）工程のうちの一つ以上を利用して溶質の回収を最大化する段階をさらに含む、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項３】
前記（ａ）段階の前に、逆浸透圧を利用して濃縮対象溶質含有水溶液を濃縮する段階をさらに含む、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項４】
前記（ｂ）段階の前記さらに他の無浸透圧差濃縮機が、
（ｉ）前記無浸透圧差濃縮機の前記フィードチャンバーに前記溶質包含水溶液又は１次濃縮された水溶液を移送して、前記フィードチャンバーに移送された濃縮された水溶液と同一の浸透圧を有する溶液を前記π−イコライザーチャンバーに投入して、前記フィードチャンバーと前記π−イコライザーチャンバーとの間の無浸透圧状態を形成する段階と、
（ｉｉ）無浸透圧状態で前記フィードチャンバーに逆浸透圧として１０〜２００気圧の圧力を加えて、前記水溶液の水を前記π−イコライザーチャンバーに移送することによって前記水溶液を濃縮する段階とを含む、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項５】
前記（ａ）段階のＩｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程は、前記さらに濃縮された溶質含有水溶液を他の無浸透圧差濃縮機に移送するが、半分はフィードチャンバーに、他の半分はπ−イコライザーチャンバーに供給した後、低圧でフィードチャンバーの水溶液を濃縮して、濃縮された溶質含有水溶液をさらに他の無浸透圧濃縮機に移送する、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項６】
前記（ａ）段階のｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程は、π−イコライザーストリームの一部をフィードストリームに送る、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項７】
前記（ａ）段階の（ｉｉｉ）工程は、（ｉ）工程に適用する時は最初から、（ｉｉ）工程に適用する時は前記フィードチャンバーと前記π−イコライザーチャンバーとの浸透圧差及び水回収量を考慮して、前記無浸透圧差濃縮機の前部には溶質選択度が高い膜を、後部には溶質選択度が低い膜を適用する、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項８】
（ｄ）熱エネルギー、電気エネルギー又は圧力を利用して、前記濃縮された溶質含有水溶液から固形化された溶質を回収する段階をさらに含む、ことを特徴とする請求項２に記載の方法。
【請求項９】
圧力遅延浸透圧（ＰＲＯ）発電、資源利用及び希土類回収工程などをさらに含んで前記工程の付加価値を高める、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項１０】
物質収支及びエネルギー収支を最適化する段階をさらに含む、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項１１】
請求項１〜請求項１０のいずれかに記載の方法を利用して溶質含有水溶液から溶媒と溶質を分離する方法。
【請求項１２】
前記溶質は塩又は液体であり、前記溶媒は水である、ことを特徴とする請求項１１に記載の方法。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、溶質含有水溶液を高濃度に濃縮する方法に関し、より詳細には濃縮しようする溶質含有水溶液を無浸透圧差状態で油圧膜工程法で水を除去して高濃度に濃縮する方法に関する。 
【背景技術】
【０００２】
海水淡水化工程で最も多く活用されている逆浸透圧法（ｒｅｖｅｒｓｅ  ｏｓｍｏｓｉｓ，ＲＯ）、最近ドローチャンバーに高浸透圧溶液を使用して海水あるいは下水から水を回収して浸透圧誘発物質と水を分離して使用してドロー溶液は再び再生使用する正浸透圧法（ｆｏｒｗａｒｄ  ｏｓｍｏｓｉｓ，ＦＯ）及び無浸透圧差状態で油圧膜工程法で溶質含有水溶液を高濃度に濃縮する方法の長短所を互いに比較すると下記の表１のとおりである。
【０００３】
ＲＯは、溶媒回収率が５０％に止まっており何よりも１００％溶媒と溶質を回収するには３％−ＮａＣｌ飽和溶液（２６．４７％）の３４３．０７０ｂａｒで運転しなければならない困難がある。ＦＯは、常圧で運転する長所はあるもののドロー溶液を再生しなければならず、また、フィードの溶質がドロー溶液側に越えて来ると溶質を回収することが容易ではない (Jung et al. Process Biochemistry (2015) 50(4) 669-677)。一方、無浸透圧差状態で油圧膜工程法で溶質含有水溶液を高濃度に濃縮する方法（△π＝０工法）はフィードチャンバーとドローチャンバーとの間で工程が進行されるにつれ発生する浸透圧差を克服しなければならない困難がある。
【０００４】
【表１】
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【０００５】
現在の膜工法は、逆浸透圧法の他に正浸透圧法で電力を生産するのに研究されていて成功的に開発されれば水の問題とエネルギーの問題を同時に解決できる可能性まで持っている。下記の表２の制限理由が技術的／経済的に解決されれば化学産業／生物産業及び環境産業に大きい影響を及ぼすと予想されている。
【０００６】
【表２】
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【０００７】
膜工法で溶媒（水）のフラックスと溶質（塩、ＶＦＡ、エタノール）の移動に対して調べると次の通りである。
Ｊｗ＝Ｌｐ（△P−σ△π） −−−−− （１）
Ｊｓ＝Ｃｓ（1−σ）Ｊｗ＋ω△π −−−−− （２）
ここで、Ｊｗは水の流れ（ｗａｔｅｒ  ｆｌｕｘ）、Ｌｐは水分透過係数、△Ｐはフィードチャンバーとドローチャンバーとの水力圧力差、△πはフィードチャンバーとドローチャンバーの浸透圧差を意味する。尚、前記Ｊｓは溶質のｆｌｕｘでＪｗによるもののと浸透圧差によるものに分けられる。
【０００８】
前記（２）式でＪｗがない場合は、浸透圧差によって溶質がドローチャンバーによってフィードチャンバーに動くことができる。σは溶質の膜による反射係数でσ＝１であると溶質は完全不通過であり二つのチャンバー間の浸透圧差も最大となる。
浸透圧はπ=CRT −−−−−−−−−−−−−−−−−−（３）で表示される。
ここで、Ｃは濃度、Ｒは気体常数、Ｔは温度を意味する。
また、溶質を多く含む高濃度溶液である場合Ｌｅｗｉｓ近似式は
π=ＲＴ／ｖｓｐｌｎ（1−γX）−−−−−−−−−−−−−−−−−（４）
である(参考文献: Lewis, G. N., The osmotic pressure of concentrated solutions and the laws of perfect solution. Journal of the American Chemical Society 1908, 30, 668-683.)。
【０００９】
ここでＶｓｐは溶質の濃度が０の場合、溶媒の１モルの体積でγは溶媒の活性化係数（ａｃｔｉｖｉｔｙ  ｃｏｅｆｆｉｃｉｅｎｔ）、Ｘは溶質のモル分率である。
３０ｇ／Ｌの溶質が水に溶けている場合、塩は２５．４ｂａｒ、アルブミンは０．０１ｂａｒ、粒子は１．２ｘ１０−１２ｂａｒの浸透圧を持つ。
【００１０】
逆浸透圧及び正浸透圧方式は、膜を利用してエネルギーを節約する利点はあるが濃縮が進行されるほどフィードチャンバーの中の浸透圧は増加してそれ以上フィード溶液を濃縮したり、フィード溶液の活用度を高めたりすることが不可能になる(Loeb, S, Loeb-Sourirajan Membrane, How it Came About Synthetic Membranes, ACS Symposium Series, 153, 1, 1~9, 1981; Loeb, S., J. Membr. Sci, 1, 49, 1976)。
【００１１】
前記（４）式ではモル分率が使用されているが、現実的にｍｏｌｅ（ｇ／Ｌ）あるいはｗｔ％が多く使用されているのでｗｔ％と浸透圧を表示するようにする。モル濃度の難しい点はＬｅｗｉｓの浸透圧はすべての溶質に適用されるか、モル濃度の場合、溶質と溶媒を混合すると質量は保存されるが体積は保存されないため、現実的にはｗｔ％、Ｌｅｗｉｓ式、ａｃｔｉｖｉｔｙ  ｃｏｅｆｆｉｃｉｅｎｔ  ｅｓｔｉｍａｔｉｏｎあるいは測定するのがより便利である。下記の表３は△π＝０工法のモデルとして使用する３％ＮａＣｌの代表的な％で浸透圧、総水分量、溶質１ｇ当たり水の量、そして各％水溶液で水１ｍ３を生産するのに必要とされる電力量を表示している。
【００１２】
【表３】
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【００１３】
人類が必要とする物質は、固体、液体、気体の形態で海洋、陸地、大気中に存在して独立した分子や化合物で存在する。目的する物質は、触媒、化学反応、生物反応等を介して収得することができる。
【００１４】
本発明者は、前記物質を得るために、正浸透圧及び／又は逆浸透圧膜で構成されたフィードチャンバー（ｆｅｅｄ  ｃｈａｍｂｅｒ）及びπ−イコライザーチャンバー（π−ｅｑｕａｌｉｚｅｒ  ｃｈａｍｂｅｒ）を含む無浸透圧濃縮装置を利用した溶質含有水溶液の濃縮方法を開発したことがある (国際特許第PCT/KR2014/000952号)。しかし、前記技術では濃縮液の一部を使用して誘導溶液で使用しているが、このような場合、少量のπ−イコライザー溶液を使用する場合にはフィードチャンバーとπ−イコライザーチャンバーとの間で形成される高い浸透圧差を克服しなければならない困難があって、これを解決するために前記特許ではπ−イコライザーチャンバーでπ−イコライザー溶液の滞留時間を減らす方法を利用しているが、π−イコライザー設計上の問題点があることを発見して新しい工法が必要であった。
【００１５】
そこで、本発明者等は、前記問題点を解決するために鋭意努力した結果、フィード溶液の半分をフィードチャンバーで、他の半分はπ−イコライザーチャンバーで運営する場合、前記（１）及び（２）式で△πを除去／最小化して無浸透圧差状態（△π＝０）あるいは低浸透圧差状態で油圧（△Ｐ）だけでフィード溶液を濃縮して、これによって希釈されたπ−イコライザー溶液は低い浸透圧を持つようになるので、逆浸透圧で純粋な水を回収することができ、最終的にフィード溶液の濃縮を最大化しながらエネルギー消耗及び運営費用を最小化することができるとの事実を確認して、本発明を完成するようになった。
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【００１６】
本発明の目的は、揮発性有機酸及びこれと類似する特性を有する多様な種類の低分子物質を含有する溶質含有水溶液の濃縮を最大化しながらエネルギー消耗及び運営費用を最小化することができる水溶液濃縮方法によって微量の溶質を含む純粋な水を提供するところにある。
【課題を解決するための手段】
【００１７】
前記目的を達成するために、本発明は、（ａ）溶質含有水溶液を逆浸透圧膜で区画されているフィードチャンバーとπ−イコライザーチャンバーを含む無浸透圧差濃縮機を利用して濃縮するが、（ｉ）（Ｆｅｅｄ）Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程、（ｉｉ）（Ｆｅｅｄ）Ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程、及び（ｉｉｉ）Ｎａｎｏ  ｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ  ｍｅｍｂｒａｎｅ工程中の一つ以上の工程を利用して前記フィードチャンバーと前記π−イコライザーチャンバーとの間の△π低減条件を形成する段階；及び（ｂ）前記濃縮された溶質含有水溶液をさらに他の無浸透圧差濃縮機又は逆浸透圧を利用して回収する段階を含む、△π低減条件で溶質含有水溶液を濃縮する方法を提供する。 
【図面の簡単な説明】
【００１８】
【図１】本発明の無／低浸透圧差状態で３％（ｗ／ｗ）のＮａＣｌ溶液で水９７０ｇと塩３０ｇを分離する工程を図式化した図面であるため、（１）及び（２）は正常な逆浸透圧工程を示し（３）は無浸透圧差濃縮機を意味する。
【図２】本発明の無浸透圧／低浸透圧差を達成するために使用する三つの方法を図式化した図面で、ＡはＦｅｅｄ“Ｉｎｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  Ｃａｓｃａｄｅ”方法を意味するが、いかなる濃度の高浸透圧溶液も流入溶液を二通りに分けると、Ｆｅｅｄ ｃｈａｍｂｅｒとπ（Ｐａｉ）−Ｅｑｕａｌｉｚｅｒ  ｃｈａｍｂｅｒで分離すると浸透圧差はｚｅｒｏとなる（すなわちΔπ＝０）。浸透圧差はｚｅｒｏでｆｅｅｄ  ｃｈａｍｂｅｒに圧力を加えると、Ｆｅｅｄ  ｃｈａｍｂｅｒは濃縮されπ−Ｅｑｕａｌｉｚｅｒ  ｃｈａｍｂｅｒは希釈されて浸透圧差が生じることがある。ＢはＦｅｅｄ  Ｏｕｔｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣＣ（ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ）方法で、濃縮された溶液の一部（例：５０％）をπ−Ｅｑｕａｌｉｚｅｒ  ｃｈａｍｂｅｒに送るとＦｅｅｄ  ｏｕｔｐｕｔ  ｓｔｒｅａｍとｒｅｃｙｃｌｉｎｇ（ｅｑｕａｌｉｚｅｒ）  ｓｔｒｅａｍとの間の浸透圧差はΔπ＝０となる。この時は二つのｓｔｒｅａｍは、ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔで流れる。例えば、ｆｅｅｄ  ｃｈａｍｂｅｒの開始濃度が６％ならπ−Ｅｑｕａｌｉｚｅｒ  ｓｔｒｅａｍの最終濃度は３％に作ることができる。Ｃは溶質のｒｅｆｌｅｃｔｉｏｎ  ｃｏｅｆｆｉｃｉｅｎｔが低い膜を使用するとｆｅｅｄ  ｓｔｒｅａｍの溶質の一部がπ−Ｅｑｕａｌｉｚｅｒ  ｓｔｒｅａｍに流れ込み浸透圧差を低くすることができることを示し、各々の左側のグラフは、この三つ方法を活用することに応じて二つのｃｈａｍｂｅｒ間の浸透圧差を示したものである。
【図３】無浸透圧差状態で溶液の濃度に応じたΔＰと透過量（ＬＭＨ＝ｌｉｔｅｒｓ／（ｍ２．ｈ））を測定するための装置を示したもので、（イ）は高圧フィードチャンバー（Ａ）と常圧ドローチャンバー（Ｂ）を含む無浸透圧差回分式システムの説明図であり、（ロ）はＡとＢの具体的な設計図面である。
【図４】Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ  ｓｙｓｔｅｍを利用して３％のＮａＣｌ溶液を水と２６．４７％飽和溶液（あるいは塩）に分離できるシステム図面である。
【図５】本発明の一実施例に係るｆｌｕｘ及び消耗エネルギーを計算した結果である。
【図６】本発明の一実施例に係る無浸透圧差工程の模写値を計算した結果である。
【発明を実施するための形態】
【００１９】
他の方式で定義されない限り、本明細書において使用されたあらゆる技術的・科学的用語は、本発明が属する技術分野に熟練した専門家によって通常理解されるものと同じ意味を有する。通常、本明細書において使用された命名法及び以下で詳述する實驗方法は、本技術分野において周知であり、しかも汎用されるものである。
【００２０】
逆浸透圧法に必要とされるエネルギーが従来式の熱を利用する多段階蒸発工法に比べてはるかに少ないことはすでに周知され、また近年研究が始まった正浸透圧法も誘導溶液（ｄｒａｗ  ｓｏｌｕｔｉｏｎ）の再生に予想より多いエネルギーが必要とされて、誘導溶液が損失されるので正浸透圧法が逆浸透圧法に比べて海水淡水化に大きい実益がない点がますます浮き彫りになっている。
【００２１】
海水淡水化とは反対に高付加価値の低分子物質を含む水溶液を逆浸透圧法で濃縮する場合、経済性がある場合もあるが、誘導溶液を再生するには多段階蒸発法（ＭＳＦ）のような熱的な方法を試用しなければならないので施設費及びエネルギー費用が負担になる。
【００２２】
また、発酵液の濃縮においても正浸透圧法で３．５％を４倍に濃縮して１４％（溶媒基準）に作るのは難しくないが、実質的に発酵産業で必要な濃度はほとんど発効産物の２０〜６０重量％の塩飽和水溶液でエタノールの純度９９．５％液体まで様々であるが、正浸透圧法だけで所定の目的を達成することは難しいのが現状である。
【００２３】
また、正浸透圧では高濃度の誘導溶液を使用するので、フィードチャンバーに拡散してフィード溶液と混ざることがあり、フィード溶液の溶質拒絶率（ｒｅｊｅｃｔｉｏｎ  ｒａｔｅ）が１００％以下である場合、誘導溶液に混ざった溶質を回収するのが難しい短所がある。
【００２４】
本発明では、逆浸透圧分離器を利用して種々の濃縮しようとする溶質含有水溶液中、水は外部で排出させて、濃縮された水溶液を逆浸透圧膜又は正浸透圧膜で区画されているフィードチャンバー及びドローチャンバーを含む濃縮装置のフィードチャンバーに投入させた後、フィードチャンバーに投入された水溶液と同じかあるいは若干浸透圧を持つ溶液をドローチャンバーに投入する場合、フィードチャンバーとドローチャンバーとの間の浸透圧差が０（△π＝０）に近くなって、少ない圧力だけでもフィード溶液を濃縮できることを確認しようとした。
【００２５】
本発明者が出願した従来特許(国際特許第PCT/KR2014/000952号)では、熱的な方法で塩を回収する方法を採択していて、浸透圧差を減らす方式ではドロー溶液の滞留時間を調整する方法を使用した。しかし前記二つの方法では△πを低浸透圧／無浸透圧状態に維持することが経済的／技術的な困難がある。
【００２６】
本発明の一実施例では、（ｆｅｅｄ）ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ、（ｆｅｅｄ）ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔ−ｃｕｒｒｅｎｔ又はｎａｎｏ  ｆｉｌｔｅｒａｔｉｏｎ  ｍｅｍｂｒａｎｅ適用工程を利用する場合、フィードチャンバーとドローチャンバーとの間の浸透圧差を低浸透圧／無浸透圧状態に維持できることを確認した。
【００２７】
本発明では、必ず無浸透圧差濃縮機にｆｅｅｄを逆浸透圧で水を回収した残りの溶質包含溶液に限定しなければならないことに疑問を抱いた。これは、溶質包含溶液（３％）で逆浸透圧で抜き取る水の量を減らしながら全体エネルギー消耗が減るのを確認して、逆浸透圧−純水製造工程を経なかった純粋な３％塩水（海水）を無浸透圧差濃縮機に投入しても、溶媒及び溶質を高い効率で分離できることを確認することができた。
【００２８】
したがって、一観点において、本発明は、（ａ）溶質含有水溶液を逆浸透圧膜で区画されているフィードチャンバーとπ−イコライザーチャンバーを含む無浸透圧差濃縮機を利用して濃縮するが、（ｉ）（Ｆｅｅｄ）Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程、（ｉｉ）（Ｆｅｅｄ）Ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程、及び（ｉｉｉ）Ｎａｎｏ  ｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ  ｍｅｍｂｒａｎｅ工程中の一つ以上の工程を利用して前記フィードチャンバーと前記π−イコライザーチャンバーとの間の△π低減条件を形成する段階；及び（ｂ）前記濃縮された溶質含有水溶液をさらに他の無浸透圧差濃縮機又は逆浸透圧を利用して回収する段階を含む、△π低減条件で溶質含有水溶液を濃縮する方法に関する。
【００２９】
本発明において、（ｃ）前記（ｂ）段階のさらに他の無浸透圧差濃縮機によって前記（ｉ）〜（ｉｉｉ）工程中一つ以上を利用して溶質の回収を最大化する段階をさらに含むことを特徴とする。
本発明において、前記（ａ）段階以前に、逆浸透圧を利用して濃縮対象溶質含有水溶液を濃縮する段階をさらに含むことを特徴とする。 
【００３０】
本発明において、さらに他の無浸透圧差濃縮機を利用して溶質含有水溶液を濃縮する（ｂ）段階は、（ｉ）無浸透圧差濃縮機のフィードチャンバーに前記溶質包含状態あるいは１次濃縮された水溶液を移送して、前記フィードチャンバーに移送された濃縮水溶液と同じ浸透圧を持つ溶液をドローチャンバーで投入して、フィードチャンバーとドローチャンバーとの間の無浸透圧状態を形成する段階；及び（ｉｉ）無浸透圧差状態でフィードチャンバーに正浸透圧（Ｆｏｒｗａｒｄ  Ｏｓｍｏｓｉｓ，ＦＯ）の場合には０〜５気圧、逆浸透圧の場合は１０〜２００気圧までの圧力を加えて、濃縮された水溶液中の水をドローチャンバーに移送することによって濃縮された水溶液を追加で濃縮する段階を含んでもよい。
【００３１】
本発明では、フィードチャンバーに供給されるフィードストリームとπ−イコライザーチャンバーに供給されるπ−イコライザーストリームとの間の浸透圧差が大きくなる時は（ｉ）Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程、（ｉｉ）Ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程、又は（ｉｉｉ）ｎａｎｏ  ｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ  ｍｅｍｂｒａｎｅ工程を使用して浸透圧差を減らすことを特徴とする。
【００３２】
本発明で、用語「（ｆｅｅｄ）Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程」又は「Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程」とは、無浸透圧差濃縮機に供給されるフィード溶液の半分はフィードチャンバーに、他の半分はπ−イコライザーチャンバーに供給して無浸透圧差を形成した後、低圧でフィードチャンバーの水溶液を濃縮して、濃縮された溶質含有水溶液をさらに他の無浸透圧濃縮機に移送する方法を意味する。
【００３３】
本発明で用語「△π低減条件」とは、フィードチャンバーとπ−イコライザーチャンバーとの間の浸透圧差がないか非常に小さい値を持つ条件を意味する。すなわち、本発明の△π低減条件は、△πが０であるか、１〜１００ｂａｒである場合を意味する。
【００３４】
本発明の用語「（ｆｅｅｄ）ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程」又は「ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程」とは、無浸透圧差濃縮機で濃縮された状態のπ−イコライザーストリームの一部をフィードストリームに送ることを特徴とする。
【００３５】
本発明の用語「π（Ｐａｉ）−イコライザーチャンバー」とは、ドローチャンバーと同様の意味で使用されて、フィードストリームでフィルター液（水）を受けて希釈される点は同じであるが機動力が正浸透圧ではドローチャンバーの濃縮された誘導溶液であるのに対して、ここでは水力学的圧力（ΔＰ）との点で差がある。参考として本発明者等は、正浸透圧法でもΔＰを試験したが３気圧程度が最高であり、膜も異なったため成功しなかった。
【００３６】
本発明で、前記（ａ）段階は、前記（ｉ）〜（ｉｉｉ）工程をそれぞれ適用してもよく、（ｉ）及び（ｉｉ）工程、（ｉ）及び（ｉｉｉ）工程、（ｉｉ）及び（ｉｉｉ）工程、又は（ｉ）〜（ｉｉｉ）工程を全て適用して、△π低減条件を形成してもよい。
本発明の他の実施例では、３％塩水を濃縮して、Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程及びＯｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程で塩結晶と水を得ることができることを確認した。
【００３７】
すなわち、本発明の他の実施例では、３％塩水がＩｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程及びＯｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程で３％のＮａＣｌ溶液が２６．４７％の飽和溶液で逆浸透圧法で完全に結晶形態（固形分）で濃縮される工程を模写して結晶化専門家と相談した結果、可能であるとのアドバイスを得た。Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程（図２Ａ）は、各濃度区間毎にフィードストリームとπ（浸透圧）−イコライザーストリームに分けられ、溶質はフィードチャンバーに残っていて溶媒である水のみπ−イコライザーに動いてフィードチャンバーの溶液濃度が上がってπ−イコライザーは減少する。しかし、二つのチャンバー間の浸透圧差（Δπ）は、最初は０からある程度以上（例６０ｂａｒ）に上がると、例えば６％塩ｓｔｒｅａｍは９％濃縮塩ｓｔｒｅａｍと３％希釈塩ｓｔｒｅａｍに作ることができる。これは二つのチャンバー間の大きさの比（Ａ）とｆｅｅｄ  ｃｈａｍｂｅｒでどれだけの水をろ過するかによる（ろ過量／ｆｅｅｄ  ｃｈａｍｂｅｒ＝Ｔ）。すなわち、いかなる濃度でもこの二種類の因子（Ａ、Ｔ）を調整すれば、所望の濃縮濃度、希釈濃度を作ることができ、濃縮水は上に、希釈水は下へ送って、水と塩に分離することができる（実施例３、４参照）。
【００３８】
一方、Ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ＣＣ工程（図２Ｂ）は、Ｉｎｐｕｔに入った溶液は、圧力を加えると溶媒だけフィードチャンバーからπ−イコライザーチャンバーに流れ込みｉｎｐｕｔ  ｓｔｒｅａｍは６％で濃縮濃度（２６．４７％）まで濃縮される。フィードチャンバーの最後に飽和された濃縮濃度のｆｅｅｄ  ｏｕｔｐｕｔ  ｓｔｒｅａｍの５０％は、π−イコライザーｔａｎｋに入ってｆｅｅｄ  ｏｕｔｐｕｔとπ−イコライザーｉｎｐｕｔが無浸透圧差を形成する。π−イコライザーストリームがｆｅｅｄ  ｓｔｒｅａｍとｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔで流れながら濃度は減少する。Ｅｑｕａｌｉｚｅｒのｏｕｔｐｕｔは、フィードストリームの飽和された濃縮溶液がシステムの外に排出される場合は、９７０−８３．３４＝８８６．６６のみ回収が可能である。ＲＯで回収した水５００を除くと４２８．３３のみ回収が可能で、１５／（１５＋４２８．３３）＝３．３８％になる。もちろん結晶化等で水を４７０を全部回収すると３．００％となる。
【００３９】
３％ｉｎｐｕｔからＲＯを介して５０％の水を回収することができ、残り６％４７０ＬはＲｅｃｙｃｌｅ  ｕｎｉｔに入ってΔπが０〜６０ｂａｒを維持しながらπ−イコライザーｏｕｔｐｕｔに戻ってＲＯ−２ｕｎｉｔで水を生産して残りはフィードストリームに戻って再純化することになるが、３０ｇの塩を除去するためには少なくとも２回再循環しなければならない（実施例５参照）。
【００４０】
本発明で、塩を回収する時は、飽和溶液に当業者に公示された熱エネルギー又は電気エネルギー利用方法を適用したり、フィード Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程及びフィードＯｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程を適用することを特徴とするが、これに限定されない。
【００４１】
本発明のさらに他の実施例では、フィードチャンバーとドローチャンバーとの間の浸透圧差を減らすために、前記方法で濃縮された溶質含有水溶液の一部を前記ドローチャンバーに再循環させて、ナノろ過（ｎａｎｏ  ｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ）を利用する場合、浸透圧差が速く減ることを確認した。
したがって、本発明で浸透圧を減らすために、ナノろ過膜を利用することを特徴とする。
【００４２】
本発明において、前記（ａ）段階の（ｉｉｉ）工程は、（ｉ）工程に適用する時は最初から、（ｉｉ）工程に適用する時は濃縮水回収程度と、フィードチャンバーとπ−イコライザーチャンバーの浸透圧差、及び水回収量を考慮して無浸透圧差濃縮機の前部には溶質選択度が高い膜を、後部には浸透圧差が大きくなるほど選択度が低い膜を配置して浸透圧差を減らすことができることを特徴とするが、これに限定されない。
【００４３】
本発明で、純粋な水を生産する時逆浸透圧法を使用することを特徴とし、水を生産する時ＲＯ工程システムを使用することを特徴とする。
【００４４】
本発明の方法で濃縮した飽和溶液は、川の水あるいは海水を利用して圧力遅延浸透圧法（ＰＲＯ: ｐｒｅｓｓｕｒｅ ｒｅｔａｒｄｅｄ ｏｓｍｏｓｉｓ ）を使用して電力を生産することができる。
【００４５】
本発明に係る無浸透圧差濃縮装置は多数で構成され得る。すなわち、無浸透圧差濃縮装置を構成するフィードチャンバー及びπ−イコライザーチャンバーは多段階で構成されていることを特徴とする。
【００４６】
本発明において、前記無浸透圧差濃縮装置のフィードチャンバーとドローチャンバーを区画する逆浸透圧膜又は正浸透圧膜は、溶質は通過させず、溶媒を主に通過させる膜ならば特別な制限なしに利用することができる。
【００４７】
本発明において、「溶質」とは水を溶媒として溶けている液体あるいは固体状態の物質を意味する。
本発明において、前記濃縮対象溶質含有水溶液は、海水（ｓｅａ  ｗａｔｅｒ）、汽水（ｂｒａｃｋｉｓｈ  ｗａｔｅｒ）、細胞代謝産物、反応液などを例示することができ、細胞代謝産物は動物細胞、植物細胞又は微生物の培養液、これらの１次産物、２次産物、体外分泌蛋白質、生物変換物（ｂｉｏｔｒａｎｓｆｏｒｍａｔｉｏｎ）等を含む概念であるが、分子量が小さく浸透圧が高い場合に適した工程といえる。
【００４８】
前記反応液としては、化学反応を通じた反応液及び酵素反応を通じた反応液を例示することができる。
前記微生物の１次産物としては、有機酸(酢酸、プロピオン酸、酪酸、乳酸、クエン酸、コハク酸など）、アルコール(エタノール、ブタノールなど) 、核酸、アミノ酸(リシン、トリプトファンなど) 、ビタミン、多糖類などを例示することができるが、これらに限定されない。
【００４９】
前記微生物の２次産物としては、抗生剤(ペニシリンなど）、酵素阻害剤、生理活性物質(タキソールなど）などを、前記微生物の体外分泌蛋白質としては、アミラーゼ、セルラーゼなどの酵素、インスリン、インターフェロン、単クローン性抗体などを、そして、 前記微生物の生物変換物（ｂｉｏｔｒａｎｓｆｏｒｍａｔｉｏｎ）としては、微生物又は酵素を活用して産生された物質として、ステロイドなどを例示することができるが、これらに限定されない。
【００５０】
例えば、本発明の方法を利用して、エタノールを濃縮する場合、逆浸透圧濃縮機（ＲＯ−１）でエタノールを濃縮することができる濃度は約２０％程度であり、理論的に無浸透圧差方法で２０〜１００％まで濃縮できることが知られている。しかし、エタノールを揮発性有機酸（ＶＦＡ）や塩のように９１〜１００％まで濃縮することができる膜はまだ開発されずにいる。
【００５１】
揮発性有機酸塩（ＶＦＡ）の場合は飽和度が５０〜６０ｗｔ％程度であるため理論的に１００％濃縮が可能で、また溶質拒絶率（ｒｅｊｅｃｔｉｏｎ  ｒａｔｅ）も高く、無浸透圧差状態で１００％濃縮が可能である。
【００５２】
本発明で溶質低選択性膜とは、選択度が１より低く０より高い膜で通常的にはナノろ過膜に該当するが、これに限定されない。
本発明で対象物質は固体である場合は、温度、ｐＨにより結晶化が容易でまた高濃度に粘度が高くない物質に適する。液体の場合、燃料用アルコールが良い応用例であるが、これに限定されない。
【００５３】
本発明において、前記水溶液のｐＨは２〜 １３であってもよく 、温度は水が液体を維持する温度（通常０〜１００℃、好ましくは １５〜５０℃、さらに好ましくは２０〜４０℃）あるいはそれ以上又は以上であってもよい。例えば、他の溶質／溶媒と混合物である場合は前記温度範囲から外れることがある。
【００５４】
本発明において、フィードチャンバーとドローチャンバーとの間の無浸透圧状態を形成するためにπ−イコライザーチャンバーに投入する溶液としては、フィードチャンバーに移送された濃縮水溶液、使用後分離が容易な溶液などを利用することができるが、前記フィードチャンバーに移送された濃縮水溶液と同じ組成の水溶液を利用することが好ましい。
【００５５】
本発明において、前記無浸透圧差濃縮機を利用した濃縮は、その効果を最大化するために回分式又は連続式で行われてもよい。
【００５６】
前記回分式は、両ドチャンバーと外部システムとの間のフラックスがない場合に、 前記連続式は、両ドチャンバーと外部システムとの間のフラックスがある場合に行われることができる。
【００５７】
本発明において、前記フィードチャンバー及びπ−イコライザーチャンバーは多段階で構成されていることを特徴とする。
【００５８】
本発明において、前記無浸透圧差濃縮機でさらに濃縮された水溶液から溶質及び水を回収する方法は、各々独立して通常知られている多段蒸発法、透析蒸発、熱分解法、硫酸法、カルシウム法及びＩｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅなどを利用することができるが、これに限定されない。
【００５９】
本発明において、前記濃縮方法は、（ｄ）前記（ｃ）段階の（ｉ）〜（ｉｉｉ）工程中いずれか一つ以上を利用して溶質及び水中いずれか一つの回収を最大化する段階をさらに含むことを特徴とする。
【００６０】
本発明において、 圧力遅延浸透圧（ＰＲＯ）発電工程、資源利用工程及び希土類回収工程などをさらに含んで前記工程の付加価値を高めることを特徴とする。
【００６１】
本発明において、物質収支及びエネルギー収支を最適化する段階をさらに含むことを特徴とする。
【００６２】
本発明はまた、前記濃縮方法を利用して溶質含有水溶液から溶媒と溶質を分離する方法に関する。
【００６３】
本発明はまた、前記溶質は塩（又は液体）であり、前記溶媒は水であることを特徴とする。
［実施例］
以下、本発明を実施例を挙げて詳述する。これらの実施例は単に本発明をより具体的に説明するためのものであり、本発明の範囲がこれらの実施例に制限されないことは当業者において通常の知識を有する者にとって自明である。
【００６４】
実施例１：水及び溶質の回収方法
１−１．水の回収方法
３％塩水で圧力を加えると水のｆｌｕｘはＪｗ＝Ｌｐ（ΔＰ−Δπ）で簡単に求めることができる。表１／表４に開示された通り３％塩水の浸透圧は２３．７４３ｂａｒで、この時、最小エネルギーは０．６５９ｋｗｈ／ｍ３である。水を５００をＲＯで回収すると、溶質３０ｋｇ（ｓｏｌｕｔｅ  ｒｅｊｅｃｔｉｏｎ  １００％仮定）と水４７０ｋｇが残るようになり、濃度は６％となる。６％の浸透圧は５０．４６７ｂａｒで逆浸透圧に必要とされるエネルギーは３％と６％の溶質濃度で浸透圧の算術平均を利用して計算すると（２３．７４３＋５０．４６７）／２＊０．５／３６＝０．５１５ｋｗｈである。
【００６５】
１−２．Ｒｅｃｙｃｌｅ  ｓｔｒｅａｍから水を回収する方法
Ｒｅｃｙｃｌｅ ｓｔｒｅａｍでは、ｒｅｃｙｃｌｅ  ｅｎｅｒｇｙと水回収用ＲＯにエネルギーが消耗する。Ｒｅｃｙｃｌｅ ｓｔｒｅａｍに係るエネルギーは、方法により異なるので、水を１００％回収する場合は４７０Ｌが回収されて０．５１５＊０．４７０／０．５００＝０．４８４ｋｗｈが追加される。ここにｒｅｃｙｃｌｅ  ｅｎｅｒｇｙが追加される。
【００６６】
塩を回収せず飽和溶液で排出する場合は、1回回収する時、水４１．６７ｋｇ、塩１５ｋｇだけ排出するので２回ｒｅｃｙｃｌｅしなければならない。すなわち４７０−４１．６７＝４２８．３３Ｋｇが回収される。ところで６％溶液で２回目ｒｅｃｙｃｌｅするのに水が２３５ｋｇが供給されなければならないので、回収できる量は１９３．３３になる。それで２回ｒｅｃｙｃｌｅして回収される水の量は３８６．６６ｋｇになる。この量は、代表図１の（２）ＲＯ  ｕｎｉｔで回収される量である。すなわち９７０ｋｇ−８３．３４ｋｇ＝８８６．６６ｋｇ（＝５００ｋｇ＋３８６．６６ｋｇ）と一致する。重要な原則は２回目ｓｔｒｅａｍで水を回収できる量は、ｐｒｏｄｕｃｔ ｓｔｒｅａｍが３％に戻ると２３５ｘ２＝４７０ｋｇが回収されるが、そうでなければ回収できる量が減る点に特徴がある。
【００６７】
【表４】
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【００６８】
前記表４は３％ＮａＣｌの浸透圧を計算したものであり、表の各列の説明は下記のとおりである。
＃１：ｗ／ｗ％は水と塩の重量比率である。３％の塩水は、水９７０ｋｇと塩３０ｋｇで構成されている
＃２：浸透圧計算に使用されるモル分率（２＊ＮａＣｌ／（総モル数）である。
＃３：各ｗ／ｗ％でＯＬＩ＿Ａｎａｌｙｚｅｒ  ｓｏｆｔｗａｒｅを使用して計算した浸透圧である。（https：//en.wikipedia.org/wiki/OLI_Aanlyzer）
＃４：Ｄｉｆｆｅｒｅｎｔｉａｌ  ｐｒｅｓｓｕｒｅで各％の間の％浸透圧を計算する時使用する。
＃５：各％の濃度で原水が無限供給されて％が変わらない状態での水１トンを生産する時必要なエネルギー量である。
＃６：Ｖｏｌｕｍｅ１は塩３０ｋｇを基準に各％溶液に含まれている水の量である。
＃７：Ｄｉｆｆｅｒｅｎｔｉａｌ ｖｏｌｕｍｅで各区間間のＶｏｌｕｍｅの差である。
＃８：各区間別ｄｉｆｆｅｒｅｎｔｉａｌ  ｅｎｅｒｇｙ量である。
＃９：＃８を累積した値である。６％から２６．４７％まで必要なエネルギーは１．７５１２−０．４７５０＝１．２４０２である。
【００６９】
検討結果、３％は濃度は低いが、区間に多くの水が含まれていてｄｉｆｆｅｒｅｎｔｉａｌ  ｅｎｅｒｇｙが高い反面、高濃度例２５％以後は圧力が高いが区間に含まれた水が少な過ぎて大きい影響を及ぼさないことを確認することができた。
【００７０】
実施例２：Δπ＝０状態で濃度に係るフラックス（ＬＭＨ、ｌｉｔｅｒｓ／（ｍ２．ｈ））
図３（ａ）のような装置に試料（ＮａＣｌ水溶液）を入れて圧力を加えて与えられた時間に高圧ＡチャンバーでＲＯ膜を介して透過した量がＢチャンバー（常圧）に重量で示された量を測定する。
【００７１】
本実施例に使用された膜は、ＲＥ２５２１−ＴＬ(Woongjin Chemical Co, Seoul, Korea;http://www.csmfilter.com)  Ｌｔｄであって、ｔｈｉｎ−ｆｉｌｍ  ｃｏｍｐｏｓｉｔｅ型であり、膜はｎｅｇａｔｉｖｅｌｙ  ｃｈａｒｇｅｄ、ｐｏｌｙａｍｉｄｅ、ｓｐｉｒａｌ−ｗｏｕｎｄ  ｍｏｄｕｌｅに使用されているＲＯ使用膜である。透過能力は１．１ｍ３／ｄａｙで有効面積は１．１ｍ２である。１，５００ｍｇ／Ｌ塩溶液、１．０ＭＰａで９９％ｒｅｊｅｃｔｉｏｎして、最大圧力は４．１４ＭＰａで最大流量は１．３６ｍ３／ｈｒ、最低流量（濃縮液）は０．２３ｍ３／ｈｒである。最大温度は４５℃で、ｐＨは３．０〜１０．０であり、また２．０〜１１．０まで耐えることができる。
【００７２】
下記の表５の組成を持つＮａＣｌ溶液をＡ、Ｂチャンバーに５００ｍｌずつ満たした実験を実施すると、時間に応じた透過量が、Ｂチャンバーの重量で示されこれをコンピュータでモニターする。ＮａＣｌの場合は、ｃｏｎｄｕｃｔｉｖｉｔｙ  ｍｅｔｅｒ (CM-31p, TOADKK, Japan)を使用してＶＦＡ−Ｎａの場合はＨＰＬＣ(YoungLin, Korea)を使用した（表５）。
【００７３】
【表５】
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【００７４】
表５に開示された通り、１．５〜３％部分はフラックスが臨界圧力を越えると、直線関係が成立するが、その後の濃度では（ΔＰ）α（Ｃ）βに比例したが、ここでαは０〜１、βは−１〜０を表示した。すなわち濃度が高いほどフラックスが減少して圧力が増加するほど増加して、最高圧力は４０ｂａｒである。
【００７５】
実施例３：Ｆｅｅｄ  Ｉｎｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  Ｃａｓｃａｄｅ工程基盤溶質／溶媒の１００％分離
図４に開示された通り本発明の工程は、３％の塩ｉｎｐｕｔ  ｓｔｒｅａｍ、下部の水生産システム、最上部の飽和濃縮溶液あるいはこれの塩から水の生産が可能である。
【００７６】
３％溶液は５００Ｌの純水を生産して、６％、４７０Ｌ水（合計５００ｋｇ溶液）で６％ｃｈａｍｂｅｒに進入する。ここで、Ｉｎｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ方法で９％の濃縮液と３％の溶液に分離されて６％は上部の９％ｃｈａｍｂｅｒに３％はＲＯ−２装置で２３５ｋｇの原水を生産して、残りの２３５ｋｇはＲｅｃｙｃｌｅでｃｈａｍｂｅｒに入る。９→１２→１５→１８→２１→２４→２６．４７％（Ｓａｔ．）で濃縮されて、希釈されたストリームは２６．４７％→２１％→１８→１５→１２→９→６→３→０（純水）で回収される。
【００７７】
これを調整できる方法は、α（ａｌｐｈａ：Ａ）、θ（ｔｈｅｔａ、Ｔ）で調整が可能である。
６％が９％と３％に分離される過程を計算すると下記のとおりである。 A=2, T=1/3: A=feed chamber (FC)/equalizer chamber (EC), T=fraction of water moved from FC to EC.  Feed input-split will allocate 2/3 of input to FC and the other 1/3 to EC.  T=0.5 will move 1/3 (a half of FC) to EC.  Then the water volume of FC will be 1/3 and that of EC will be 2/3.  The concentration of EC will be 6%/(1-1/3)=9% while 6%/(1+2*0.5)=3%. このような方式で二つのチャンバー間の浸透圧差を最小化しながら分配ができて、窮極的に塩を上に水は下に移動することを確認することができる。
【００７８】
実施例４：Ｆｅｅｄ “Ｉｎｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ Ｃａｓｃａｄｅ”システムに消耗するエネルギー計算
３％ｉｎｐｕｔ １０００ｋｇは、実施例１の純水回収工法によって５００ｋｇの純水と５００ｋｇ（塩３０ｋｇ＋４７０ｋｇ水）の６％混合液に分離される。これがＦｅｅｄ−Ｓｐｌｉｔ  Ｃａｓｃａｄｅシステムの原料となり、これは再びＦｅｅｄ−Ｓｐｌｉｔによって濃縮されたｆｅｅｄ溶液９％と３％（あるいは３．３８％）のｐｒｏｄｕｃｔ  ｓｔｒｅａｍに分離される。
【００７９】
ｉｎｐｕｔ６％塩水溶液５００ｋｇは、Ｆｅｅｄ溶液総量でどれだけ水をＰｒｏｄｕｃｔ  Ｓｔｒｅａｍでろ過するかの分率をθ（便宜上“Ｔ”）で表示して、Ｆｅｅｄ  ｃｈａｍｂｅｒ／Ｐｒｏｄｕｃｔ  Ｃｈａｍｂｅｒの大きさ比をα（便宜上“Ａ”）とすると、ｐｒｏｄｕｃｔ  ｓｔｒｅａｍを９％にしたければ６％／（１−Ｔ）＝９％、Ｔ＝１／３になる。次の二つのｓｔｒｅａｍ間の圧力差を最小化するために、Ａは大きいほど良いが便宜上“２．３２”に決めると、ｌｏｗ３％値は３．３８％になり、６％  Ｆｅｅｄ  ｉｎｐｕｔ  ｓｔｒｅａｍで３．３８％π−イコライザーｓｔｒｅａｍに移動した水の量は１７６．７９ｋｇになる。平均圧力差を３０ｂａｒで計算すると必要な最小エネルギーは３０＊０．１７６７９／３６＝０．１４７３ｋｗｈである。参考としてπ−イコライザーｓｔｒｅａｍの濃度は６％／（１＋２．３２０４*１／３）＝３．３８％である。
【００８０】
溶質の濃度別にｆｌｕｘ  ｍｏｖｅｍｅｎｔと消耗エネルギーは、Ｆｅｅｄ  ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅから膜を介して移動した総水の量は、３７１ｋｇで平均圧力差を３０ｂａｒにした時、総０．３０９Ｋｗｈが必要で３０ｋｇの塩を除去するには２回のｒｅｃｙｃｌｅが必要で必要な総エネルギーの量は０．６１８ｋｗｈである。総最小エネルギーはＲＯ−１エネルギー＋ＲＯ−２ ｅｎｅｒｇｙ＋ｒｅｃｙｃｌｅ（２回）＝０．５１５＋０．６１８＋０．３９０＝１．５２３ｋｗｈであることを確認した。しかし実際は３％から２６．４７％に行く途中に何と９段階回のｍｉｘｉｎｇ及びｄｅｍｉｘｉｎｇが起きるので、ｅｎｅｒｇｙ  ｌｏｓｓが多くて意味がないともいえる。しかし１〜２段階でも相当多くの水を回収できて水を全部回収しないのなら考慮対象になってもよい。
【００８１】
実施例５：Ｆｅｅｄ  ｏｕｔｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  Ｃｏｕｎｔｅｒ  Ｃｕｒｒｅｎｔ（“Ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ＣＣ”）無浸透圧差工程の模写
実施例４のＩｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅとは異なりｆｅｅｄ−ｉｎｐｕｔからｆｅｅｄ−ｏｕｔｐｕｔまでは、ｐｒｅｓｓｕｒｅ  ｒｅｌｅａｓｅがなくエネルギー損失がＩｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅに比べて少ない。
【００８２】
Ｏｕｔｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣＣで、無浸透圧差濃縮工程でｆｅｅｄ  ｉｎｐｕｔが６％、４７０Ｌ、３０ｇでＦｅｅｄ  ｃｈａｍｂｅｒで圧力が加えられながら水はπ−イコライザーｃｈａｍｂｅｒに動く。右側のＲは塩総量がどれくらいＦｅｅｄ  ｃｈａｍｂｅｒ  ｅｎｄ  ｓｔｒｅａｍからＰｒｏｄｕｃｔ（Ｄｒａｗ）ｃｈａｍｂｅｒに動く比率を示したもので５０％がＰｒｏｄｕｃｔ  ｃｈａｍｂｅｒに入った時のＦｅｅｄ  ｃｈａｍｂｅｒ  ｅｎｄでは濃度が２６．４７％で浸透圧差が“０”になるがπ−イコライザーチャンバーの端では３．３８％になり回収される水の量は４２８．３３ｋｇである。これは、ｐｒｏｄｕｃｔをｓａｔｕｒａｔｅｄ  ｓｏｌｕｔｉｏｎにした時の量である。
【００８３】
この時、１回ｒｅｃｙｃｌｅした時の浸透圧に勝つための最小エネルギーは＝０．３８７７２＊２＝０．７７５ｋｗｈであると計算された。
総エネルギーは、0.515+0.775+0.390=1.680ｋｗｈである。
【００８４】
実施例６：Ｏｕｔｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣＣで水と濃縮塩水の分離
６−１．脱塩工程物質収支及び最小エネルギー
表６で開示された通り、脱塩槽（ｄｅｓａｌｔｉｎｇ  ｔａｎｋ）の上層と下層に各々３．０Ｓ、３．０Ｗｓ（２６．４７％飽和状態）の濃縮水がΔπ＝０あると仮定する。開始は“０”であるが最後には０．５Ｗｓの水が上層水から下層水に動いて、その結果で０．５Ｓ（１５ｇ）の塩が沈殿されてシステムで除去されて、一方３．０Ｓ、３．０Ｗｓの形態となって下層水に再循環される。上層水でフィルターされた０．５Ｗｓが下層水に来て３．０Ｓの塩水は希釈されて２３．５７％の濃度で４１．６７Ｌが下層水で上層水の浸透圧差を減らす役割（Δπ＝０）をする。
【００８５】
１回の再循環に１５ｇの塩と水４１．６７のみ除去されるので、正常状態のためには２回ｒｅｃｙｃｌｅが必要である。この時必要とされるエネルギーは平均濃度で計算して（３４３．７０７−２８８．５５９）＝５１．１４８；５１．１４８＊０．０４１６７／３６＝０．０６３８ｗｋｈ／１５ｋｇで、３０ｋｇを除去するには０．１２７ｋｗｈが必要で、３４３．７０７ｂａｒで２６．４７％の溶液からＲＯを利用して水を除去するのであれば必要とされるエネルギーは３４３．７０７＊０．０８３３４／３６＝０．７９５Ｋｗｈであると計算された。
【００８６】
【表６】
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【００８７】
６−２．Ｆｅｅｄの大きさとエネルギー消耗量計算
前記脱塩工程で示されたように対象ＲＯ装置に入る試料の大きさに応じてエネルギー消耗の差が大きくいうことがわかる。例えば１００トンの原料水に１トン（水９７０Ｌ、塩３０ｋｇを除去するのであれば最小エネルギーは非常に小さくなければならない。もちろん多くの水をポンピンしなければならないので、ｐｕｍｐｉｎｇエネルギーを無視できないが、分離に必要な最小エネルギーは小さくならざるをえない。
【００８８】
たとえば、７Ｓ、７Ｗシステムで水１Ｗを作るならば、３％で７Ｓ、６Ｗになり濃度は３．４８％となる。浸透圧差が（２７．８４９−２３．７４３）＝４．１０６ｂａｒである。この時必要なエネルギーは、４．１０６＊０．９７０／３６＝０．１１０ｋｗｈである。これは水１ｍ３を得るのに掛かる理論的エネルギーが１．１４ｋｗｈであることを勘案する時、略１０％水準である。前記脱塩槽でもＲＯでより３倍程度大きい分離槽を使用したが、大きい分離槽は０．１２７Ｋｗｈ、ＲＯによる脱塩槽は０．７９５ｋｗｈの最小エネルギーを必要とした。
【００８９】
６−３．１トンの３％塩水から水と塩を完全に分離した時の必要な最小エネルギーの計算
Ｆｅｅｄ  ｉｎｐｕｔで大きい分離槽を使用した時、エネルギー消耗が略１０％に過ぎなかったが、実はエネルギー消耗は回収率と多くの関連がある。次の例では、実施例６−１の１トン３％溶液で水を１次ＲＯで０．２５０ｍ３を回収して、残りは物質収支を満たそうと再循環（０．９７０−０．２５０＝０．７２０）も行って、また脱塩も行う。実施例６−２の場合は水の半分である９７０ｋｇ＊０．５＝４８５ｋｇを１次ＲＯで回収して残りの再循環水（０．９７０−０．４８５＝０．４８５）で追加回収する。Ｆ５００の場合は１次ＲＯで０．５００トンを回収して残りは再循環水（０．９７０−０．５００＝０．４７０）から回収する。
【００９０】
純水と塩を得るのに必要なエネルギーは簡単に計算できるが、再循環エネルギーは非常に複雑で方法により値も大きく異なるので、次のような方法で比較する。“Ｏｕｔｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣＣ”工程の開始（２６．４７％）と終わりの算術平均であるため正確な値ではないが手軽であり方法間の差は、表７に開示された通りである。下記工程はいずれも塩３０ｋｇと水９７０ｋｇを生産する。
【００９１】
【表７】
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【００９２】
前記表でＦ２５０、Ｆ４８５、Ｆ５００ ＲＯ−１のｉｎｐｕｔは３％塩水であり、Ｒｅｃｙｃｌｅ  ｓｔｒｅａｍに入る、すなわちＲＯ−１の回収程度に係るｏｕｔｐｕｔの濃度である。回収を少なくすれば濃度が低くＦ５００でのようにＲＯ−１で５００Ｌを回収すれば濃度が６％になるのを確認した。
【００９３】
一番目のＲｏｗがＲＯ−１  ｕｎｉｔで３％塩水で純水を回収するのに必要なエネルギーで、ＲＯ−２はｒｅｃｙｃｌｅ  ｕｎｉｔで消耗したエネルギー最後が実施例２のＦ２５０から出た脱塩工程（３．５Ｓ、３．５Ｗｓ）で必要なエネルギーである。
【００９４】
ＲＯ−２の計算は、下記の通り行った。ＲＯ−２  ｉｎｐｕｔ（上層水）下層水のｏｕｔｐｕｔの差圧力にｒｅｃｙｃｌｅなる水の量を掛けて３６で割ると直ちにｋｗｈを得ることができる。一方ｆｅｅｄ−ｏｕｔｐｕｔ（２６．４７％）と下層水−ｉｎｐｕｔ（２３．５７％）の圧力差に４１．６７を掛けてエネルギーを求めた。すなわちＲｅｃｙｃｌｅ  Ｓｙｓｔｅｍで最初と最後のエネルギー差を求めて算術平均を出して、ここに総ｒｅｃｙｃｌｅされる水の量を掛けて簡単なｒｅｃｙｃｌｅエネルギーを求めた。［Δπ ａｔ  ｅｎｄ（４％／３％）＊Ｑ（０．４７０／ｔｉｍｅ）＋Δπ ａｔ  ｂｅｇｉｎ（２６．４７％／２３．５７％）］／３６／２＊２で求める。
【００９５】
ＲＯ−１（４％）の計算例を見ると平均を使用する。平均は（２３．７４３＋３２．２９８）／２＝２８．０２０  ＲＯ−１（Ｆ２５０）は、２８．０２０＊０．２５／３６＝０．１９４（ここで２８．０２はＲＯ−１ ｔａｎｋ  ｉｎｐｕｔ（３％）とｏｕｔｐｕｔ  ４％の浸透圧差水回収量０．２５ｍ３を掛けたものである。ＲＯ−２（Ｆ２５０）は、ｒｅｃｙｃｌｅ累積エネルギー量［０．１７１＋０．０６３］／２＊２＝０．２３４が出てくる。ここで見ると、ＲＯ−１だけでなくＲＯ−２でも非常に大きい影響を及ぼしていることが分かる。ＲＯ−２の水生産費用はΔπ工程費用と原水タンクから進入した３％溶液からの水生産費用を合算した値である。三つの工程の累積総計を見ると、Ｆ２５０は１．２３６と低いがＦ４８５やＦ５００は総エネルギー必要量が１．５２８と１．５４０と相当高く“Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  Ｃａｓｃａｄｅ”や“Ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ＣＣ”と大きく差がないことがわかる。この値は１トンの溶質包含溶液を使用した値であるため、現在の原水の５０％だけ回収する商業的工程に比べて最小エネルギーが高いが、Δπ＝０  ＲＯ技術を利用したπ−ｅｑｕａｌｉｚｉｎｇ工程で低い圧力でｓａｌｔも回収して水も１００％回収する工程としてい大きく意味があるといえる。
【００９６】
実施例７：Ｉｎｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣａｓｃａｄｅとＯｕｔｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣＣでｌｏｗ  ｓｏｌｕｔｅ  ｓｅｌｅｃｔｉｖｉｔｙσ膜の応用比較
７−１．Ｌｏｗ  ｓｏｌｕｔｅ  ｓｅｌｅｃｔｉｖｉｔｙ  ｍｅｍｂｒａｎｅを利用した純水及び塩回収工程の重要性
実施例２の実験結果で見たように、溶液が高濃度に行くほどｆｌｕｘが非常に低くなるからといって圧力を無制限高めることもできない。したがって、ｍｓｏｌｕｔｅ ｓｅｌｅｃｔｉｖｉｔｙ（o’）は落ちてもｆｌｕｘが大きい膜を使用してこそ経済性を確保することができる。現在の研究は逆浸透圧でないナノ−ろ過（Ｎａｎｏ  ｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ）領域で行うことが好ましい。
【００９７】
Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅとＯｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ＣＣにｌｏｗ ｓｅｌｅｃｔｉｖｉｔｙ ｍｅｍｂｒａｎｅを適用してｍｅｍｂｒａｎｅ ｆｌｕｘを大幅に向上させてｒｅｃｙｃｌｅ工程に必要とされるエネルギーを節約することを目的とする。参考として現在の使用ＲＯ工程は水１トン当たり生産に最小浸透圧差を克服するのに１ｋｗｈ／ｍ３が必要であるが、実際にはＲＯ工程の浸透圧工程に２ｋｗｈ、またその他工程に２ｋｗｈが消耗して合計４ｋｗｈが消耗すると知られている。この電気エネルギー費用は、水１トン当たりｐｒｏｄｕｃｔｉｏｎ ｃｏｓｔが１＄である点を勘案すると、０．１＄／ｋｗｈと仮定すると水原価の４０％が電気エネルギー費用になるので、少しでも減らすことはとても重要である。
【００９８】
したがって、前記無浸透圧差ＲＯ工程で濃縮水再循環工程に追加電力が必要であることは事実であるが、原料水を少なく使用して（現在は原水２トンで水１トン生産、５０％活用）、また濃縮水も非常に高濃度（飽和濃度、あるいは結晶化形態）でＦＯを利用した電力生産にも有利なだけでなく海水中に微量含まれているＬｉｔｈｉｕｍ、Ｍａｇｎｅｓｉｕｍ、金、ｕｒａｎｉｕｍなどの生産にも従来の工法に比べて経済性がある工法としてい応用され得る。すなわち濃縮排出水の活用にも有利になり、総合的な経済性（ＲＯ水販売＋濃縮水を利用したＦＯ（ｆｏｒｗａｒｄ  Ｏｓｍｏｓｉｓ）発電＋微量金属回収）で有利になり得る。
【００９９】
７−２．Ｆｅｅｄ  Ｉｎｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣａｓｃａｄｅとＦｅｅｄ  Ｏｕｔｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣＣでｌｏｗ  ｓｏｌｕｔｅ  ｓｅｌｅｃｔｉｖｉｔｙ  （o’）膜の応用比較
表８−１のＦｅｅｄ  Ｉｎｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工法でＡ＝２、Ｔ＝５０％（上層水の５０％、全体の１／３）が動くと仮定する。Ｆｅｅｄ−Ｓｔｒｅａｍを便宜上“上層水” Ｐｒｏｄｕｃｔ（Ｄｒａｗ）  ｓｔｒｅａｍを“下層水”とする。σ＝１である場合、開始点濃度が６％で、終濃度が１１．３２％となる。溶媒の５０％が上層水から下層水に移っていったのに上層水の濃度が１２％にならないのは、溶液（塩＋水）の半分でなく溶媒（水）の半分だけ動いたためである。上層水平均が８．６６％、下層水平均が４.５５％で濃度差は４．１２％となる。一方σ＝０．５である場合は、上層水６％、下層水８．７４％で平均が５．２９％で平均の差が２．０８％である。
【０１００】
表８−２の場合は、Ｐｒｏｄｕｃｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣＣの場合であるが、Ａ＝１、Ｔ＝０．５のシステム結果である。上層水で最終的に１５gの塩が排出されて２回ｒｅｃｙｃｌｅをすればシステムで３０ｇが除去されるようにした。ここでは、σ＝１である場合は、濃度差が１％であるのに対してσ＝０．５とすると、かえって平均濃度差が４．０６％に増えて、かえってσ＝１の場合が有利となる。
【０１０１】
以上の例を見ると、Ｉｎｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  Ｃａｓｃａｄｅの場合は無浸透圧差効果がＦｅｅｄ−ｓｔｒｅａｍの開始３％近くによく現れていて、Ｏｕｔｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣＣの場合は無浸透圧差効果が後方（Ｆｅｅｄ−ｓｔｒｅａｍの終わり）に現れるためである。
【０１０２】
以上の二種類を比較して見ると、初期にはＩｎｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔをして後の部分でＯｕｔｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔに切り替えるのも一つの方法になれる。Ｌｏｗ  ｓｏｌｕｔｅ  ｓｅｌｅｃｔｉｖｉｔｙ（例：σ＝０．５）膜を使用するとｈｉｇｈ  ｓｅｌｅｃｔｉｖｉｔｙ膜（例：σ＝１．０）より膜面積や全般的なエネルギー消耗を減らせることが分かる。
【０１０３】
したがって、Ｉｎｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  Ｃａｓｃａｄｅ工程では初期にｌｏｗ  ｍｅｍｂｒａｎｅを使用して、仮にｏｕｔｐｕｔ−Ｓｐｌｉｔ  ＣＣを使用すると初期にはσ＝０．８〜０．９程度の膜を使用して濃縮が非常に進行されると、例えば９〜１２％程度でσ＝０．５に濃縮して２０％以上ではσ＝０．２〜０．１程度の膜を使用することが好ましく、二つの工程を結合して使用するのも良い効果を示すことを確認した。
【０１０４】
【表８】
2018520874.tif 000010
【０１０５】
【表９】
2018520874.tif 000011
【０１０６】
実施例８：Ｒ１がない場合（全部再循環する場合）
実施例６でＦ５００、Ｆ４８５、Ｆ２５０は３％原水の９７０Ｌ水でＲＯを介して先に５００Ｌ、４８５Ｌ、２５０Ｌ回収を検討した。すると極限状況であるＲＯ−１が“ｚｅｒｏ”であり全部再循環を検討して見た。
【０１０７】
Ｆｅｅｄ  Ｉｎｐｕｔ  ３％、９７０Ｌ＋３０ｋｇ塩でπ−イコライザーチャンバーのｒｅｃｙｃｌｅ  ｓｔｒｅａｍは水９７０Ｌ＋１５ｋｇ塩で１．５２％である。３％の浸透圧は、２３．７４３ｂａｒ、１．５２％の浸透圧は１１．７４６ｂａｒである。二つの浸透圧の差は１１．９９７ｂａｒ、平均は１７．７４４ｂａｒである。Ｆｅｅｄ  ｉｎｐｕｔ（３％、９７０Ｌ）Ｅｑｕａｌｉｚｅｒ（１．５２％、９７０Ｌ）のエネルギーは、１１．９９＊０．９７０／３６＝０．３２３、終わり（２６．４７％、２３．５７％）０．１０７であるため、平均（１／２）＊２＝０．４３０である。ＲＯに必要なエネルギーは、１７．７４４＊０．４８５／３６＊２＝０．４６３ｋｗｈであると計算された。
【０１０８】
総エネルギーは０．４３０＋０．４６３＋０．１２７＝１．０２０ｋｗｈである。Ｉｎｐｕｔの圧力差は１１．９９７ｂａｒでｉｎｐｕｔ出口（２６．４７％）／π−Ｅｑｕａｌｉｚｅｒ開始点の圧力差は５５．１４８ｂａｒ程度である。中間過程に高い圧力はｌｏｗ  σ  ｍｅｍｂｒａｎｅやＩｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅなど解決方法がた多いため、大きく問題にならない。
【０１０９】
結果的に３．０％ｉｎｐｕｔに１．５％ｏｕｔｐｕｔを得ると、２０〜３０ｂａｒ程度の圧力だけあっても海水で水を得ることができる点である。π−イコライザー（１．５％）を再び無浸透圧差濃縮機のフィードに入れるとπ−イコライザー−ｏｕｔｐｕｔは０．７５％ｒｅｃｙｃｌｅエネルギー〜０．１５７＋０．１０７（０．２６４）、ＲＯ−２〜０．３１１＋０．１２９＝０．７０４である。圧力差は５．８５ｂａｒ水生産時圧力は１１．５６ｂａｒである。再循環により総最小エネルギーは１．０２０から０．７０４に減った。２０〜３０ｂａｒで動くことができる逆浸透圧法も可能である。
【０１１０】
まとめると、現在ＲＯ工程(70/50bar.46,50%,0.985)、Ｆ２５０(50/32.29bar, bar 収率 100%, 1.236)、Ｆ００−３％／１．５％(35/23.74bar, 収率 100%, 1.020)、Ｆ００−１．５％／０．７５％(20/11.56 bar, 100%,0.704+1.020=1.724)に現在ＲＯ工程に最小エネルギー０．９８５に追加で入る約３ｋｗｈが前工程の運営圧力が７０＝＞５０＝＞３５＞２０に変わるに従ってどれくらい減るかを検討すると、適切な最適化運営方法が導出できる。
【０１１１】
計算するのに錯誤し易いので、具体的な方法は下記の通りである。
一般的な計算方法（Ｆ２５０）：（１）水を先に計算する。ＲＯ−１  Ｆｅｅｄ  ｉｎｐｕｔは常に３％である。ＲＯ−１装置Ｏｕｔｐｕｔはどれくらい抜き取るかにかかっている。全然抜き取らないと“０”でありＲＯ−１  ｏｕｔｐｕｔは３％である。ＲＯ−１ ｉｎｐｕｔ（１トン、１０００ｋｇ、３０Ｓ、９７０Ｗ）で構成されていて２５０Ｗ（２５０ｋｇ水）を抜き取るとＲＯ−１ ｏｕｔｐｕｔは７５０ｋｇ溶液になり、３０Ｓ、（９７０−２５０）＝７２０Ｗになり、３０／（３０＋７２０）＝４％であり、これがΔπ−ｒｅｃｉｒｃｕｌａｔｉｏｎ装置のｉｎｐｕｔになる。Ｅｎｅｒｇｙ計算：塩水の濃度が３％から４％に変化するので、開始の終わりの平均浸透圧を求めて計算すると、２８．０２０＊０．２５０／３６＝０．１９４（Ｋｗｈ）である。二つの濃度の圧力平均と圧力差が２回使用になるのに混同してはいけない。ＲＯ−１は３％と４％の平均だけ利用する、後で再循環エネルギーでは４％と２．０４％の平均と圧力差を二つとも利用する。
【０１１２】
（２）再循環エネルギーを計算する
前記Δπ−ｒｅｃｉｒｃｕｌａｔｉｏｎではｆｅｅｄ  ｓｔｒｅａｍπ−ｅｑｕａｌｉｚｅｒ  ｃｈａｍｂｅｒ全部（塩回収時、９７０Ｗ）あるいは一部（濃縮水除外９７０−８３．３４＝８８６．６６Ｗ）がＥ−ｃｈａｍｂｅｒに戻ってくる。すなわち９７０Ｗ／８８６．６６Ｗと塩３０Ｓがある。これが濃縮後には半分に分かれて外部に排出されたり、塩は結晶として回収される。
【０１１３】
π−ｅｑｕａｌｉｚｅｒ  ｃｈａｍｂｅｒのｉｎｐｕｔは１５Ｓ、４１．６７Ｗ（濃縮水成分の１／２）であり、２３．５７％（実施例６）に決めよう。Ｏｕｔｐｕｔはすべての水が全部回収されるので、１５／（１５＋７２０）＝２．０４％となる。４％と２．０４％の圧力差は１６．２７９でありエネルギー計算１６．２７９＊０．７２０／３６＝０．３２５１ｋｗｈが出てくる。
【０１１４】
π−ｅｑｕａｌｉｚｅｒ−ｃｈａｍｂｅｒ  ｉｎｐｕｔでエネルギーが０．１０７であるため、平均を出して２回を回転してこそ３０Ｓが除去されるので（０．３２５＋０．１０７）／２＊２＝０．４３２Ｋｗｈとなる。
（３）ＲＯ−２を計算する。この時は１回に３６０Ｗが生産されるので４％と２．０４％の平均（２４．１５０）が必要である。２回ｒｅｃｙｃｌｅに生産される水生産エネルギーは（３２．２９８＋１６．０１９）／２＊０．３６０／３６＊２＝０．４８３であり、総合計は０．１９４＋０．４３３＋０．４８３＋０．１２７＝１．２３６で、まとめるとＲＯ−１の計算には平均（３％と４％）だけ必要で、再循環工程は圧力差と平均二つとも必要で、圧力差は再循環エネルギー計算に平均はＲＯ−２の水生産エネルギー計算に利用することができる。
【０１１５】
実施例９：無浸透圧差技術の燃料用アルコールへの応用
燃料用エタノールは現在９９．５％あるいは９９．６％の純度で使用されている。熱的方法（ガスはスチームを発生、電気が使用される）があるが、近年のエネルギー使用量中最低値は下記のとおりである。米国のＲｅｎｅｗａｂｌｅ  Ｆｕｅｌｓ  Ａｓｓｏｃｉａｔｉｏｎ (March 06, 2016)によると最小のエネルギーは、Ｉｏｗａ  ＷＤＧの資料で２３，４２４ＢＴＵ／ｇａｌである。これをｋｗｈ／ｋｇ−ｆｕｅｌ  ｅｔｈａｎｏｌに変えると、２．２７ｋｗｈ／ｋｇ−ｅｔｈａｎｏｌになる。ここで無浸透圧差ＲＯ技術を適用して９９．５％まで濃縮することを検討して見る。
表１０はアルコールの浸透圧をＬｅｗｉｓ式（ｅｑｕａｔｉｏｎ ４）で計算した。最初は５％では２８ｂａｒであるが９９．５０％では６０１０ｂａｒまで上がる。高い圧力とは異なり高い圧力での体積が極小でエネルギー含有量は非常に低い方である。３％−ＮａＣｌと同様に多くのエネルギー含有量は低い濃度に集中されている。
【０１１６】
【表１０】
2018520874.tif 000012
【０１１７】
３％ＮａＣｌと濃縮するのに必要なエネルギーを計算することができる。５％→９９．５％まで濃縮に必要なエネルギーは０．０８８１９ｋｗｈ／ｋｇ、１０％→９９．５％は０．０３７３ｋｗｈ／ｋｇ、７％→９９．５％までは０．０４７８７ｋｗｈ／ｋｇである。５％から９９．５％まで濃縮するのに必要な最小エネルギーは、４．４０９３ｋｗｈであるが、これをアルコール含量で割ると前記のような値を得ることができる。５％は、４．４０９４／５０＝０．０８８１９ｋｗｈ／ｋｇである。
【０１１８】
本発明の工程を現在可能効果的と言われている熱的濃縮工程と比較する。下記のｗｅｂｓｉｔｅに示されたエネルギーは２．２７ｋｗｈ／ｋｇである:
http://www.ethanolproducer.coicles/13134/rfa-analysis-finds-improvement-of-corn-ethanol-net-energy-balance Accessed on July 17. 2016 Iowa WDG(lowest energy consumption)=23,428 BTU/gal =23,428/3,412BTU/(3.785*0.8) (kwh/kg) 。
一方エタノール、例えば７（ｗｔ％）のエタノールをＲＯで９９．５％まで濃縮するには最小エネルギーが３．３８９ｋｗｈになり、ここに追加で３ｋｗｈを追加して６．３８９ｋｗｈ／７０ｋｇ＝０．０９１ｋｗｈ／ｋｇになる。
【０１１９】
総熱エネルギーが浸透圧工程の２．２７／０．０９１＝２４．９４倍となる。以上の例で９９．６％の浸透圧は何と６０００ｂａｒになることを勘案すると、無浸透圧差技術を使用すると私たちが堪えられる圧力水準（例；１００ｂａｒ以下）で作れることができ、さらに膜を使用すると水とエタノールとのａｚｅｏｔｒｏｐｅ現象も解決できて有利であるといえる。
【０１２０】
実施例１０：無浸透圧差状態でＲＯによる濃縮水でＬｉ、Ｍｇ、金、Ｕｒａｎｉｕｍの生産
世界的に総淡水化市場は、２０１６年（ｇｏｏｇｌｅ  ｉｍａｇｅ：海水淡水化市場ａｃｃｅｓｓｅｄ  ｏｎ  ０７−２４−２０１６）によると、６０ｍｉｌｌｉｏｎ／ｄに至っている。現在の韓国、釜山（プサン）市機張郡（キジャングン）にある６５０００トン／ｄの海水淡水化施設に対して経済性評価を行って見た。経済性は水の売り値を１トン当たり１＄にして計算した値を基準として各元素の現在の国際価格を基準に比較してみた。
【０１２１】
下記の表１１に開示された通り、多くがとても微量であるため、水の売り値にはるかに至らないがＭｇ、塩などは検討してみる価値があるように見える。本技術は海水より濃度を少なくとも１０倍あるいは現在ＲＯ排出水の５倍程度濃縮された状態であるため、他の工程に比べて有利である。
【０１２２】
【表１１】
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【産業上の利用可能性】
【０１２３】
本発明に係る無浸透圧差状態で油圧で水溶液を濃縮する方法は、エネルギーの消費が少なく、抽出溶媒を使用しなくても最大溶質の飽和水溶液又は溶質の濃度が１００％になるまで濃縮することができて、別途の浸透圧誘導溶液を使用しなくても良い長所がある。
【０１２４】
以上、本発明の内容の特定の部分を詳述したが、当業界における通常の知識を持った者にとって、このような具体的な記述は単なる好適な実施態様に過ぎず、これにより本発明の範囲が制限されることはないという点は明らかである。よって、本発明の実質的な範囲は特許請求の範囲とこれらの等価物により定義されるといえる。
【図１】
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【図２】
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【図３】
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【図４】
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【図５】
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【図６】
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【手続補正書】
【提出日】平成30年3月20日(2018.3.20)
【手続補正１】
【補正対象書類名】特許請求の範囲
【補正対象項目名】全文
【補正方法】変更
【補正の内容】
【特許請求の範囲】
【請求項１】
△π低減条件で溶質含有水溶液を濃縮する方法であって、
（ａ）前記溶質含有水溶液を逆浸透圧膜で区画されているフィードチャンバーとπ−イコライザーチャンバーとを含む無浸透圧差濃縮機を利用して濃縮する段階であって、
（ｉ）（Ｆｅｅｄ）Ｉｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程、
（ｉｉ）（Ｆｅｅｄ）Ｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程、及び、
（ｉｉｉ）Ｎａｎｏ  ｆｉｌｔｒａｔｉｏｎ  ｍｅｍｂｒａｎｅ工程
のうちの一つ以上の工程を利用して、前記フィードチャンバーと前記π−イコライザーチャンバーとの間の△π低減条件を形成する段階と、
（ｂ）前記濃縮された溶質含有水溶液をさらに他の無浸透圧差濃縮機又は逆浸透圧を利用して回収する段階と、
を含む方法。
【請求項２】
（ｃ）前記（ｂ）段階の前記さらに他の無浸透圧差濃縮機が前記（ｉ）〜（ｉｉｉ）工程のうちの一つ以上を利用して溶質の回収を最大化する段階をさらに含む、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項３】
前記（ａ）段階の前に、逆浸透圧を利用して濃縮対象溶質含有水溶液を濃縮する段階をさらに含む、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項４】
前記（ｂ）段階の前記さらに他の無浸透圧差濃縮機が、
（ｉ）前記無浸透圧差濃縮機の前記フィードチャンバーに前記溶質包含水溶液又は１次濃縮された水溶液を移送して、前記フィードチャンバーに移送された濃縮された水溶液と同一の浸透圧を有する溶液を前記π−イコライザーチャンバーに投入して、前記フィードチャンバーと前記π−イコライザーチャンバーとの間の無浸透圧状態を形成する段階と、
（ｉｉ）無浸透圧状態で前記フィードチャンバーに逆浸透圧として１０〜２００気圧の圧力を加えて、前記水溶液の水を前記π−イコライザーチャンバーに移送することによって前記水溶液を濃縮する段階とを含む、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項５】
前記（ａ）段階のＩｎｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃａｓｃａｄｅ工程は、前記さらに濃縮された溶質含有水溶液を他の無浸透圧差濃縮機に移送するが、半分はフィードチャンバーに、他の半分はπ−イコライザーチャンバーに供給した後、低圧でフィードチャンバーの水溶液を濃縮して、濃縮された溶質含有水溶液をさらに他の無浸透圧濃縮機に移送する、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項６】
前記（ａ）段階のｏｕｔｐｕｔ−ｓｐｌｉｔ  ｃｏｕｎｔｅｒ−ｃｕｒｒｅｎｔ工程は、π−イコライザーストリームの一部をフィードストリームに送る、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項７】
前記（ａ）段階の（ｉｉｉ）工程は、（ｉ）工程に適用する時は最初から、（ｉｉ）工程に適用する時は前記フィードチャンバーと前記π−イコライザーチャンバーとの浸透圧差及び水回収量を考慮して、前記無浸透圧差濃縮機の前部には溶質選択度が高い膜を、後部には溶質選択度が低い膜を適用する、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項８】
（ｄ）熱エネルギー、電気エネルギー又は圧力を利用して、前記濃縮された溶質含有水溶液から固形化された溶質を回収する段階をさらに含む、ことを特徴とする請求項２に記載の方法。
【請求項９】
圧力遅延浸透圧（ＰＲＯ）発電、資源利用及び希土類回収工程などをさらに含んで前記工程の付加価値を高める、ことを特徴とする請求項１に記載の方法。
【請求項１０】
請求項１〜請求項９のいずれかに記載の方法を利用して溶質含有水溶液から溶媒と溶質を分離する方法。
【請求項１１】
前記溶質は塩又は液体であり、前記溶媒は水である、ことを特徴とする請求項１０に記載の方法。
【手続補正２】
【補正対象書類名】明細書
【補正対象項目名】０１２４
【補正方法】変更
【補正の内容】
【０１２４】
以上、本発明の内容の特定の部分を詳述したが、当業界における通常の知識を持った者にとって、このような具体的な記述は単なる好適な実施態様に過ぎず、これにより本発明の範囲が制限されることはないという点は明らかである。よって、本発明の実質的な範囲は特許請求の範囲とこれらの等価物により定義されるといえる。
なお、本件特許出願は、韓国研究財団（ＮＲＦ）を通して科学技術情報通信部の浸透圧を用いない（Δπ＝０）逆浸透圧法を用いた海水淡水化（ＮＲＦ−２０１７００８６２５）のためのＩｏＴコンバージェンス技術に関する開発プロジェクトにより支援されたものである。
【国際調査報告】
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