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Korean Journal of Metals and Materials > Volume 62(4); 2024 > Article
폐리튬배터리(LIBs)에서 유가금속(Ni, Co, Mn, Li) 회수 시 발생하는 황산나트륨의 처리 및 회수 연구

Abstract

Concerns have arisen regarding the high concentrations of sodium sulfate in wastewater resulting from the waste Li-ion battery wet recycling process. In addressing this issue, Bipolar electrodialysis was employed to desalinate high-concentration sodium sulfate and recover it as sulfuric acid and sodium hydroxide. The investigation encompassed various experimental variables, such as applied voltage (maintained at a constant level), feed solution concentration, the initial concentrations of sulfuric acid and sodium hydroxide, and volume ratio (F/A/B). Optimal conditions were determined by assessing water migration (%), the recovery rates (%) of sulfuric acid and sodium hydroxide, concentration of the recovered substances, process time, and energy consumption. A higher applied voltage was found to reduce process time while increasing energy consumption, with the 25 V condition considered preferable. When utilizing a high-concentration feed solution, energy consumption rises; however, it decreases per unit of processed solution, rendering a 1.30 M Na2SO4 feed solution preferable. Increasing initial concentrations of sulfuric acid and sodium hydroxide substantially prolonged process time and increased energy consumption, emphasizing the advantage of commencing with low initial concentrations. Adjusting the volume ratio facilitated the concentration and recovery of sulfuric acid and sodium hydroxide with minimal impact on process time or energy consumption. Under the identified optimal conditions, the recovery of 1.70 M sulfuric acid and 2.44 M sodium hydroxide was achieved.

1. 서 론

금속을 회수하는 습식공정에는 일반적으로 침출-침전-중화처리-분리 단계를 거친다. 침출 시 가장 많이 활용되는 침출 용매는 황산이며, 황산으로 금속 성분을 침출한 후 용액으로부터 불순물 제거 혹은 목적 성분의 회수를 위해서 침전법을 이용하는데, 이 경우에 다량의 알칼리(NaOH)를 사용한다. 또한 폐수 처리나 분리 공정에서의 용이성을 위해 용액을 중화처리 하는 경우에도 중화제로 수산화나트륨 등을 사용하게 된다. 이러한 이유로 습식 공정에서 중간 폐수 혹은 공정 후 폐수에는 고농도의 황산나트륨(망초 : Na2SO4) 폐수가 발생[1-2]되고, 현재까지는 증발-증류[3] 방법이나 증발-결정화[4]방법을 통해 황산나트륨을 고상으로 회수하여 처리하였다. 이 방법들은 증발농축 과정에서 많은 에너지 비용이 발생하고, 회수된 고상의 황산나트륨은 상대적으로 낮은 순도와 금속성 불순물을 함유하고 있어 재활용하는데 어려움이 많다[5]. 이러한 폐수는 금속 습식제련 공정뿐만 아니라 최근에는 폐리튬배터리로부터 니켈, 코발트, 망간, 리튬 등의 유가금속을 회수하기 위한 습식 공정[6-7]에서도 많은 양의 황산나트륨 폐수가 발생 하고 있다. 망간, 코발트, 니켈 1 ton을 회수하기 위해 20~30% 농도의 황산나트륨 폐수가 13 ton 가량 발생하며, 1 ton의 탄산리튬을 제조하는 공정에서도 이론적으로 1.93 ton의 황산나트륨이 발생된다. 또한 배터리 전구체 제조 공정에서도 니켈, 코발트, 망간 수산화물을 얻기 위해 수산화나트륨을 사용하기 때문에 다량의 황산나트륨 폐수가 발생하고 있으며, 특히 1 ton 리튬을 사용하여 high-니켈계 배터리 전구체인 수산화리튬을 제조 시 황산나트륨 12.3 ton이 발생된다. 레이온 섬유 제조 공정[8]이나 아황산가스를 정화하기 위한 공정[9] 등 다양한 화학 공정에서도 황산나트륨 폐수가 발생되고 있어 처리가 시급한 상황이나 이에 대한 적절한 해결책이 제시되어 있지 않다.
최근에는 여러 산업분야에서 이온성 물질을 포함하고 있는 산업 폐수를 처리하기 위한 다양한 기술들이 개발되고 있는데[10], 이러한 기술 중에서 전기분리막(Electro membrane)을 적용한 전기투석 공정이 주목 받고 있다[11-13]. 전기분리막의 응용 분야는 해수 담수화를 위해 주로 사용되어 왔으나, 유기산 회수, 식품 공업 등에서도 응용분야가 확대 되고 있다[10, 14-15]. 분리막의 경우는 기본적으로 양이온교환막(Cation Exchange Membrane, CEM)과 음이온교환막(Anion Exchange Membrane, AEM)으로 구성된 전기투석 시스템뿐만 아니라 바이폴라막(Bipolar Membrane, BM)을 포함하고 있는 바이폴라 전기투석(Bipolar membrane electrodialysis, BMED) 시스템이 있다. 특히 바이폴라 전기투석 장치는 전기에너지 외에 다른 에너지 전환 없이, 낮은 인가전압으로 물(H2O) 분해를 통해 산(Acid)과 염기(Base)를 분리·회수가 가능하기 때문에 염(Salt)폐수로부터 폐수 무방류형 기술로 평가 받고 있다[16-18]. 또한, 염호나 폐리튬전지 재활용 제조 시 발생되는 황산리튬 용액에서 전기차 배터리 전구체 제조용 수산화리튬(LiOH)을 직접 제조하는 분야에도 기술 적용이 진행되고 있다[19].
바이폴라막은 양이온교환막과 음이온교환막이 결합된 양극성 막으로, 막과 막 사이의 물 분해를 촉진 시키는 촉매층이 존재하여 이론적 물 분해 전압보다 낮은 전압 조건에서 물을 분해할 수 있다. 전극으로부터 물의 분해가 아닌 바이폴라막 내부에서 물 분해를 통해 수소이온(H+)과 수산화이온(OH-)을 공급하는 역할을 한다. 바이폴라 전기투석 시스템에 의해 황산나트륨 용액을 처리하는 원리를 그림 1에 나타내었다. 원료(Feed) 용액으로 공급된 황산나트륨 용액중의 Na+와 SO42-이온은 각각 양/음이온교환막을 통과하여 분리된다. 동시에 바이폴라 막으로부터 물 분해 반응에 의해 생성된 수소이온과 수산화이온이 Na+와 SO42-이온을 만나 수산화나트륨(NaOH), 황산(H2SO4)이 생성되게 된다. 이렇게 회수된 수산화나트륨 및 황산은 순도가 높아 별도의 정제 없이 공정 중에 재사용 될 수 있고 또한 원료용액(폐수)중의 망초(Na2SO4) 성분은 탈염(Desalination)이 되기 때문에 공정수로 재사용이 가능하다는 장점이 있다.
본 연구에서는 바이폴라 전기투석 시스템을 적용하여 폐리튬전지 재활용 공정 중에 발생되는 황산나트륨 용액으로부터 수산화나트륨과 황산을 회수하여 재활용하기 위하여 필요한 다양한 공정변수(인가전압, 용액의 농도, 부피비 등)에 대한 실험을 통해 공정 적용 가능성과 최적 시스템 개발의 기초를 마련하고자 하였다.

2. 실험 방법

2.1 실험 장치

황산나트륨 용액에서 바이폴라 전기투석 시스템을 사용하여 수산화나트륨과 황산을 회수하기 위한 실험 장치로 ACILYZER EX3B(ASTOM Co., Japan)을 사용하였다. 장치 모식도는 그림 2와 같으며, 멤브레인 스택, 각 용액의 액실, 정류기, 전기전도도미터, 펌프로 구성되어 있으며 제어 장치를 통해 펌프의 작동이나 실험 조건을 변경 할 수 있다. 펌프는 마그네틱 펌프 MD-10(Iwaki Co., Japan) 사용하였으며, 멤브레인 스택 토출구 기준 1.4 L/min의 유량을 보였다. 이외 장치 사양은 표 1에 나타내었다. 멤브레인 스택은 11장의 바이폴라막과 각각 10장의 양이온교환막, 음이온교환막으로 구성하여 10 셀(cell, pair)로 구성되었고, 유효 막 면적은 550 cm2 이었다. 실험에 사용된 멤브레인은 ASTOM 사의 Neosepta series 제품을 사용하였으며 주요 사양을 표 2에 나타내었으며. 멤브레인 스택 내 유체의 흐름이나, 막 구성에 대해서는 그림 3에 나타내었다.

2.2 실험 방법

원료용액(Feed solution)으로는 먼저 폐리튬전지 재활용 공정 중 발생되는 조성(1.3 M Na2SO4)과 유사하게 모의용액을 제조하여 사용하였다. 초기 산(Acid) 회수실에는 0.1 M H2SO4 용액을 사용하였고, 염기(Base) 회수실에는 0.1 M NaOH 용액을 사용하였다. 전극액(Electrolyte)으로는 5 wt.% Na2SO4 용액을 사용하여 전극과 멤브레인 스택 사이의 전도성을 유지하였다. 실험 용액은 시약급 황산나트륨(Na2SO4, Sodium sulfate anhydrous, 99%, Daejung chem.), 황산(H2SO4, Sulfuric acid, 95%, Daejung chem.)과 시약급 수산화나트륨(NaOH, Sodium hydroxide solution, 40%, Daejung chem.)을 초순수에 희석하여 제조하였다. 실험 조건에 따라 원료 용액과 산, 염기 용액의 농도와 부피비를 조절하여 실험을 실시하였다. 한편, 원료용액의 전기전도도 감소로 인한 과전압 방지를 위해 정전압 운전 방식을 채택하였다. 실험진행 중 각 용액실에서 샘플을 채취하여 시간에 따른 원료 용액의 탈염 여부와 NaOH 및 H2SO4의 생성 여부를 확인하였다. 채취된 샘플은 ICP-AES(Perkin Elmer/Optima-4300 DV) 분석과 중화적정을 통해 탈염 여부 혹은 산/염기의 회수율 및 이온 flux를 확인하였다. 실험의 종료는 원료용액의 전기전도도를 기준으로 10 mS/cm(1S = 1/Ω)에 도달하면 종료되도록 설정하였고, 전면 제어 장치를 통해 전기전도도, 전압, 전류, 전기량(Ah) 등의 데이터를 확보하여 에너지소비량 평가에 활용하였다. 실험 data 분석은 물 이동률(Water migration, Wmig(%)), 이온 플럭스(Flux, mol/m2 h, J), 산/염기 회수율(Recovery, %) 및 에너지 소비량(Energy consumption, kWh/kg, E)을 측정하여 계산하였다.
물 이동률(Water migration, Wmig(%))은 다음 식(1)에 의해 계산하였다.
(1)
Wmig.(%)=Vf-ViVi×100
여기서 Vi는 용액의 초기 부피, Vf는 실험 종료 후 용액의 부피를 나타낸다.
이온 플럭스(Flux, mol/m2 h, J)는 다음 식(2)에 의해 계산하였다.
(2)
J=mAt
여기서 m은 이온의 mol 수, A는 스택 내 전체 유효 막 면적(m2), t는 시간(hr)이다.
산/염기 회수율(Recovery, %)은 다음 식(3)에 의해 계산하였다.
(3)
Recovery(%) =mfmi×100
여기서 mi는 초기 Feed 용액 내 SO42- 또는 Na+ 이온의 mol 수, mf는 산 회수실과 염기 회수실에서 증가된 SO42- 또는 Na+ 이온의 mol 수이다.
에너지 소비량(Energy consumption, kWh/kg, E)은 다음과 같이 식(4)에 의해 계산하였다.
(4)
E=U·0tI dtW
여기서, U는 인가전압(V), I는 공정 중 인가된 전류(A), t는 공정 소요 시간(hr), W는 초기 투입 된 Na2SO4의 무게(kg)이다.

3. 실험 결과 및 고찰

3.1 인가전압(Applied voltage)의 영향

정전압 운전 조건하에서 인가 전압에 따른 황산나트륨 용액의 탈염 및 황산과 수산화나트륨으로의 회수율을 고찰하기 위하여 1.3 M Na2SO4 원료용액을 사용하여 20, 25, 30 V를 인가하여 실험을 실시하였다. 원료 용액실, 산 회수실 및 염기 회수실에는 각각 1.5 L씩 초기에 용액을 장입하여 실험을 진행하였으며, 공정초기 전기전도성을 개선을 산 회수실에는 0.1 M H2SO4 용액을 사용하였고 염기 회수실에는 0.1 M NaOH 용액을 사용하였다. 전기장에 의해 Na+ 이온이 수용액 내에서 막을 통과할 경우 수화(Hydration)된 상태로 이동하기 때문에 바이폴라 전기투석 공정 중에 Na+ 이온의 이동 방향에 따라 용액들의 부피변화가 동반 될 수 있다. 본 실험에서는 원료 용액 내 Na+ 이온이 양이온교환막을 통과하여 염기 회수실로 이동하기 때문에 반응이 계속 진행되는 동안 원료용액의 부피는 감소하고, 회수되는 염기 회수실 용액의 부피는 증가가 예상된다. 그림 4-(a)에는 인가전압 변화에 따라 물 이동률(Water migration)을 고찰한 결과이다. 인가전압을 20V에서 25 V 및 30 V로 증가시켜 반응할 경우, 원료용액과 염기 용액의 부피 변화율이 감소하는 경향을 나타내었다. 20 V에서 30 V로 인가전압을 증가시켰을 때 원료용액 물 이동률은 45.6%에서 40.5%로 부피 변화가 감소하였고, 염기 용액은 36.3%에서 28.4%로 감소하였다. 반면에 산 용액의 경우 9.3%에서 12.2%로 소폭 증가하였다. 이러한 공정 중의 각 용액의 부피 변화는 회수되는 산(H2SO4)과 염기(NaOH)의 농도에 영향을 미칠 수 있는 인자로 물 이동을 최소화하거나 억제 할 수 있는 공정 조건이 필요하다고 할 수 있다. 그림 4-(b)에는 Na+ 이온과 SO42-이온의 평균 flux(mol/m2h)를 나타내었다. 인가전압의 증가에 따라 Na+와 SO42-의 flux는 증가하는 경향을 보였고, 특히 20 V에서 25 V로 인가전압이 상승할 때 Na+의 flux는 8.7에서 13.1로 SO4 2-의 flux는 4.4에서 6.7로 큰 폭으로 상승하였으나 30 V에서는 Na+의 경우는 7.5, SO42-의 경우는 14.7로 상승 폭은 다소 감소하였다.
한편, 표 3에는 H2SO4와 NaOH의 회수율, 농도, 공정 시간 및 Na2SO4 처리량(kg)에 따른 에너지 소비량을 나타내었다. 인가전압에 따라 H2SO4의 회수율(%)은 98.6%에서 99.9%이었고, NaOH의 경우는 97.7%에서 98.5%의 회수율을 보였다. 또한 회수된 H2SO4 농도는 물 이동률의 차이가 없어 1.28 M로 일정하게 나타났으나 NaOH의 농도는 물 이동률이 높았던 20 V 조건에서 1.93 M 그리고 30 V에서는 2.13 M을 나타내었다. 따라서 인가전압을 변화시킬 경우에는 물 이동 특성에 영향을 미치나 산 및 염기의 회수율에는 영향을 큰 영향이 없으나 회수되는 산 및 염기의 농도에는 영향을 미치는 것으로 생각된다. 공정시간은 초기 원료용액의 전기전도도(1.3 M Na2SO4: 105 mS/cm)가 10 mS/cm까지 도달하는데 걸리는 시간을 측정하였는데, 인가전압이 증가함에 따라 공정 시간은 감소하는 경향을 보였다. 또한 표에서와 같이 인가전압이 증가함에 따라 평균 전류 값이 증가하여 에너지소비량은 증가하는 경향을 나타내었는데 20 V, 25 V, 30 V인 경우 에너지소비량(kWh/kg)은 각각 1.52, 1.83, 2.20 값을 나타내었다. 따라서 인가전압 영향을 고찰한 결과 인가전압 증가가 25 V를 기준으로 증가시킨다 하더라도 공정 시간 단축에 미치는 영향이 미미하고 또한 flux 증가도 큰 폭으로 개선되는 효과가 미미하며 에너지 소모량 등을 고려할 경우 본 실험의 결과 인가전압은 25 V로 유지하는 것이 적합할 것으로 사료된다.

3.2 원료(Feed) 용액의 농도 영향

원료 용액의 농도 변화 효과를 고찰하기 위하여 용액의 농도를 0.22 M~1.30 M Na2SO4로 조절하여 실험을 실시하였다. 25 V 정전압 조건에서 원료 용액 1.5 L와 산 회수실에는 0.1 M H2SO4 용액 1.5 L를 염기 회수실에는 0.1 M NaOH 용액 1.5 L를 사용하였다. 이에 대한 결과를 그림 5에 나타내었다. 그림 5-(a)에서는 원료용액의 Na2SO4 농도가 증가함에 따라 물 이동률이 증가하였으며, Na+ 이온 농도 증가에 선형적으로 비례하여 산, 염기 용액으로의 물 이동률도 증가하였으나 원료 용액의 부피는 감소하였다. 용액들의 물 이동률은 다른 문헌들에 의해 보고되고 있는데, 특히 X. Zhao 등은 약 0.4 M Na2SO4 원료 용액으로부터 바이폴라를 사용하여 H2SO4+HCl과 NaOH을 회수하였는데, 이때 원료용액의 물 이동률은 15% 감소하였고, 염기 회수실은 12% 증가하였다[20]. 0.43 M Na2SO4 원료 용액을 사용할 경우 원료용액의 물 이동률은 14.1 % 감소하였고, 염기회수실은 9.5 % 증가하여, Cl-등과 같은 불순물과 농도 차이에 의한 물 이동률 차이는 일부 있으나 유사한 실혐 결과를 보였다. Na+ 이온과 SO42- 이온의 flux는 그림 5-(b)와 같이 원료 용액 농도 증가에 따라 증가하는 경향을 보였고, 1.09 M Na2SO4 이상에서는 flux의 증가폭이 감소하였다. 한편 표 4와 같이 0.22 M Na2SO4을 사용한 경우에 H2SO4와 NaOH의 회수율은 80% 이었으나 0.43 M 이상의 Na2SO4 용액을 사용할 경우에는 산 및 염기 모두 회수율이 93% 이상을 보여 원료 용액의 Na2SO4 농도가 증가할 경우 산 및 염기의 회수율은 증가하는 경향을 보였다. 실험 종료 시점으로 설정된 전기전도도가 원료용액의 탈염률에 영향을 미치기 때문에 더 낮은 전기전도도에서 실험을 종료하여 반응시간을 연장할 경우에 0.22 M Na2SO4 원료용액을 사용하더라도 90% 이상의 H2SO4와 NaOH 회수율을 보일 것으로 예상된다. 원료 용액의 농도를 증가할 경우 전기저항이 감소하여 평균 전류는 증가하고 공정 시간은 비교적 완만하게 증가하였다. 한편, 고농도의 원료 용액을 처리할 경우에는 표 4에서와 같이 상대적으로 높은 에너지소비량을 보이나 1회 처리량 관점에서 0.22 M Na2SO4 용액을 처리하는 것 보다 1.30 M Na2SO4 용액을 처리하는 것이 6배 많은 양을 처리할 수 있어 더 효율적일 수 있다. 따라서 원료 용액의 농도의 증가에 따른 공정시간이 완만하게 증가하고, 에너지소비량의 경우는 급격히 증가하지 않기 때문에 멤브레인 스택이 안정성을 보이는 조건 내에서 가능한 높은 농도의 원료 용액을 처리하는 것이 바람직하다고 생각된다. 또한, 원료 용액 중 2가 양이온이 불순물로 존재하는 경우 공정증 금속 수산화물에 의한 스케일 형성으로 멤브레인에 손상이 있을 수 있으나, 폐리튬전지 재활용 공정 후 폐수에는 니켈, 코발트, 망간 등의 2가 양이온이 10 ppm 미만으로 존재하여 그 영향이 적기 때문에 별도의 불순물 제거를 위한 전처리가 필요하지 않다.

3.3 초기 산(H2SO4) 및 염기(NaOH) 농도 영향

바이폴라 전기투석 장치를 사용하여 회수되는 H2SO4와 NaOH의 농도를 높이기 위해 초기에 산 회수실과 염기 회수실에 장입되는 용액의 농도를 조절하여 실험을 진행하였다. 정전압 25 V 조건에서 1.3 M Na2SO4 원료용액 1.5 L와 초기에 장입되는 H2SO4와 NaOH 농도를 각각 0.1~1.5 M로 조절한 후 1.5 L 씩 용액으로 사용하여 실험을 실시하였다. 이에 대한 실험결과를 그림 6에 나타내었다. 그림 6-(a)는 물 이동률에 대한 결과로 0.3~1.0 M H2SO4와 NaOH을 사용한 경우 비교적 물 이동률이 큰 변화가 없었고, 1.5 M H2SO4와 NaOH을 사용하였을 경우 원료 용액실과 염기 회수실의 부피변화가 크게 증가하였다. 그림 6-(b)는 이온의 flux를 나타낸 그림으로 초기 장입되는 산 및 염기의 농도가 높아짐에 따라 Na+ 이온과 SO42- 이온의 평균 flux는 급격히 감소하여 0.1 M 농도의 flux보다 1.5 M 농도의 flux는 35% 수준으로 큰 차이를 보였다. 초기 원료 용액 내 이온 농도와 초기에 장입된 H2SO4와 NaOH의 이온 농도가 낮을수록 인가전압에 따른 이온 이동의 구동력이 더 크게 작용하여 각 이온의 flux를 증가시키는 것으로 사료된다. 한편, 표 5에는 초기 산 및 염기 농도 변화에 따라 회수된 H2SO4와 NaOH의 농도를 나타내었는데 산 및 염기의 회수율은 평균 95% 내외였다. H2SO4의 경우 상대적으로 초기 장입된 농도차와 회수된 황산의 농도차가 비슷한 반면, NaOH는 물 이동률이 높아 희석됨에 따라 회수되는 NaOH의 농도가 비교적 낮았다.
따라서 초기에 산 회수실과 염기 회수실에 장입되는 H2SO4 및 NaOH의 농도를 증가시킬 경우 공정 시간이 대폭 증가되고 또한 동일한 양의 Na2SO4를 처리하는데 높은 에너지소비량을 보이기 때문에 초기 장입되는 H2SO4와 NaOH의 농도를 조절하여 회수 산 및 염기의 농도를 증가시키는 방안은 공정 적용에 적절하지 않다고 생각된다.

3.4 부피비(F/A/B)의 영향

공정 변수 중 회수되는 H2SO4와 NaOH의 농도를 높이기 위한 방안으로 산 및 염기 회수실에 장입하는 용액의 부피를 감소시켜 원료 용액으로부터 탈염된 이온들의 농축 효과를 고찰하기 위해 부피비(F/A/B)를 조절하였다. F는 원료 용액, A는 산 회수실, B는 염기 회수실을 나타낸다. 원료용액으로는 1.3 M Na2SO4 용액 1.5 L를 사용하였고, 산 및 염기 회수실의 경우 0.1 M H2SO4와 0.1 M NaOH 용액을 0.75~1.5 L로 조절하여 정전압 25 V 조건에서 실험하였다. 이에 대한 실험 결과를 그림 7에 나타내었다. 그림 7-(a)에서 산 및 염기 회수실의 초기 용액의 부피가 감소할수록 원료 용액의 부피가 50% 이상 감소하였고 반면에 염기 회수실의 부피는 크게 증가하여 0.75 L 조건에서 염기 회수실 부피는 94% 증가하였다. 또한, 산회수실의 부피 증가는 13%에서 19%로 소폭 증가하였다. 그림 7-(b)의 경우는 Na+ 이온과 SO42-이온의 평균 flux가 부피비 감소에 따라 감소되는 경향을 나타내는데 산 및 염기 회수실의 부피를 1.5 L에서 1.2 L로 부피를 조절할 경우 평균 flux가 큰 폭으로 감소한 후 이후 부피가 감소하더라도 비교적 완만하게 감소하였다. 회수된 H2SO4와 NaOH의 농도를 표 6에 나타내었는데 산 및 염기 회수실 부피가 감소하면서 회수되는 H2SO4와 NaOH의 농도가 증가되지만, 물 이동률도 증가하기 때문에 부피비 차이만큼 농축효과를 보기는 어려웠다. 그러나 앞선 3.3절의 H2SO4 및 NaOH 농도의 영향보다는 짧은 공정시간과 비교적 낮은 에너지소비량으로 비슷한 농도의 H2SO4 및 NaOH를 회수 할 수 있어서 보다 효율적인 공정으로 사료된다.
인가전압, 원료용액과 초기 산, 염기의 농도, 부피비(F/A/B)의 영향을 통해 H2SO4, NaOH의 회수율과 에너지소비량을 고찰하여 그림 8과 같이 최적 공정을 제시하였다. 1.3 M Na2SO4 원료용액, 초기에 장입되는 산 및 염기는 각각 0.1 M H2SO4 및 0.1 M NaOH를 사용하여 부피비(F/A/B) = 1.5 L/1.0 L/1.0 L 조건하에서 정전압 25 V를 인가하여 7.9시간 이내에 1.70 M의 H2SO4 (회수율: 96.5 %) 및 2.44 M의 NaOH(회수율: 97.1 %)를 회수할 수 있었다. 한편 이 경우 에너지소비량은 2.50 kWh/ 1kg Na2SO4 이었고, 원료 용액의 탈염률은 98% 이상이었다. 회수된 황산과 수산화나트륨은 순도가 높아 폐배터리 내 유가금속을 금속 황산염으로 회수하기 위한 공정에 사용될 수 있으며, 특히, 침출 및 용매추출 공정에 사용하기 용이한 농도를 나타낸다.

4. 결 론

폐리튬배터리에서 유가금속 회수 시 발생하는 황산나트륨 폐수로부터 정전압 조건에서 바이폴라 전기투석을 사용하여 수산화나트륨과 황산을 회수하여 재활용하기 위한 연구를 실시하여 다음과 같은 결론을 얻을 수 있었다.
1) 인가전압에 따라 황산과 수산화나트륨 회수율 에는 큰 차이가 없었으나, 1.3 M Na2SO4 원료 용액을 사용하여 인가전압을 20 V에서 30 V로 증가시켰을 경우에 약 40% 이상 공정시간을 단출할 수 있었다. 또한 인가전압을 증가시킬 경우 평균 전류가 증가하여 에너지소비량이 다소 증가하는 경향을 보였으나, 공정 시간 감소율과 에너지소비량 증가율을 고려하였을 때 인가전압 25 V에서 운전하는 것이 바람직하다.
2) 원료 용액의 이온 농도가 증가함에 따라 원료용액실과 염기 회수실 내 용액 부피 변화는 증가하는 경향을 나타내었으며, Na+ 이온과 SO42-이온의 flux 역시 증가하였다. 원료 용액의 전기전도도 10 mS/cm에서 실험을 종료하는 경우 0.65 M Na2SO4 이상의 원료 용액을 사용하면 황산과 수산화나트륨의 회수율은 95% 이상이었다. 원료 용액의 농도 증가에 따라 공정 시간과 에너지소비량 역시 증가하지만, 1회 처리량과 공정 시간을 고려하였을 때 가능한 고농도의 원료 용액을 처리하는 것이 유리하다.
3) 고농도의 황산과 수산화나트륨을 회수하기 위해 초기 산 및 염기 회수실에 장입되는 용액의 농도를 증가시켰을 때, Na+ 이온과 SO42-이온의 flux가 크게 감소하였는데, 가장 높은 flux를 보이는 조건과 낮은 조건의 차이가 3배 이상으로 나타났다. 공정 시간과 에너지소비량의 증가폭이 커지는 것에 비해, 회수된 황산과 수산화나트륨의 농도와 초기 농도와 큰 차이가 없어, 초기 산, 염기 회수실에 장입되는 용액의 농도는 낮은 것이 공정 시간을 단축하는데 효과적이다.
4) 황산 및 수산화나트륨을 농축하여 회수하기 위해 부피비(F/A/B)를 조절하여 실험한 결과, A, B의 비율이 감소함에 따라 원료용액으로부터 염기 회수실로의 물 이동률이 급격히 상승하였다. 한편, Na+ 이온과 SO42-이온의 flux는 F/A/B=1.5:1.5:1.5 조건에서 가장 높았으며, F/A/B=1.5:1.2:1.2보다 A, B 비율이 감소될 때 비교적 완만하게 flux가 감소하였다. 물 이동률이 상대적으로 낮았던 황산은 2.0 M 이상으로 회수되었고, 물 이동률이 높았던 수산화나트륨은 2.5 M 이상으로 회수하였다.
5) 최적 공정(정전압 25 V, 1.3 M Na2SO4 원료용액, 0.1 M H2SO4, 0.1 M NaOH, F:A:B = 1.5:1.0:1.0(L))을 통해 반응시간 7.9시간 이내에 1.70 M H2SO4(회수율 : 96.5 %) 및 2.44 M NaOH(회수율 : 97.1 %)를 회수하였고 이때, 에너지소비량은 2.50 kWh/ 1kg Na2SO4, 원료용액의 탈염률은 98% 이상이었다.

Acknowledgments

본 연구는 2023년도 산업통상자원부의 재원으로 한국산업기술평가관리원(KEIT)의 지원을 받아 수행한 연구과제(소재부품기술개발사업 No. 20018884)이며, 이에 감사드립니다.

Fig. 1.
Schematic diagram of the Bipolar electrodialysis process for the ion transfer.
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Fig. 2.
Schematic diagram of Bipolar Membrane Electro Dialyzer.
kjmm-2024-62-4-275f2.jpg
Fig. 3.
Schematic diagram of Bipolar Membrane stack.
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Fig. 4.
Effect of applied voltage on (a) Water migration, (b) Average flux (Initial conc. of feed: 1.3 M Na2SO4, Initial conc. of Acid, base solution: 0.1 M, F/A/B = 1.5/1.5/1.5 (L), 30 °C).
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Fig. 5.
Effect of initial Na+ concentration(g/L) of feed solution on (a) Water migration, (b) Average flux (25 V, F/A/B = 1.5/1.5/1.5 (L), Initial conc.(M) of Acid, base solution: 0.1 M, 30 °C).
kjmm-2024-62-4-275f5.jpg
Fig. 6.
Effect of initial concentration(M) of acid & base solution on (a) Water migration, (b) Average flux (25 V, Initial conc. of feed: 1.3 M Na2SO4, F/A/B = 1.5/1.5/1.5 (L), 30 °C).
kjmm-2024-62-4-275f6.jpg
Fig. 7.
Effect of volume ratio(F/A/B) on (a) water migration, (b) Average flux (25 V, Initial conc. of feed: 1.3 M Na2SO4, Initial conc.(M) of Acid, base solution: 0.1 M, 30 °C).
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Fig. 8.
Schematic diagram of the proposed process (25 V, Initial conc. of feed: 1.3 M Na2SO4, Initial conc.(M) of Acid, base solution: 0.1 M, F/A/B = 1.5/1.0/1.0 (L), 30 °C).
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Table 1.
Specifications of EX3B Bipolar Membrane Electro Dialyzer.
ACILYZER EX3B
Effective membrane area 550 cm2 (10 pair BM/CEM/AEM)
Operating mode Constant voltage (4 pattens) / Constant current
Terminating mode Current, Conductivity, Time
Terminating condition Current : 0.00-6.00 A
Conductivity :
- desalinated solution : 0.0~200 mS/cm
- Acidic/Alkaline solution : 0.0~500 mS/cm
Time : 0-999 min
Line capacity 150 mL
Standard processing capacity 2,000 mL/hr (*)
Upper temperature limit 40 °C
Upper tank capacity limit 1,000 mL (Change from 1,000 mL to 2500 mL tank)
Table 2.
Specifications of bipolar, cation and anion exchange membrane.
Membrane BM (Neosepta BPU) CEM (Neosepta CMB) AEM (Neosepta AHA)
Type - Strong acid (Na type) Strong base (Cl type)
Characteristics Water splitting High mechanical strength / Alkali resistance High mechanical strength / Alkali resistance
· Voltage*1 1.0V*2
· Efficiency*1 ≥ 0.98
Electric resistance (Ω∙cm2) - 4.5 4.1
Burst strength (MPa) ≥ 0.70 ≥ 0.40 ≥ 0.90
Thickness (mm) 0.28 0.21 0.22
Temperature (°C) ≤ 40 ≤ 60 ≤ 60
pH - 0~14 0~14
Table 3.
Analysis results of the effect of applied voltage on acid & base recovery and energy consumption (Initial conc. of feed: 1.3 M Na2SO4, Initial conc. of Acid, base solution: 0.1 M, F/A/B = 1.5/1.5/1.5 (L), 30 ℃).
Applied voltage (V) Recovery (%) (M)
Average current (A) Process time (min) Energy consumption (kWh/kg)*
H2SO4 NaOH
20 98.6 (1.28) 97.7 (1.93) 2.60 487 1.52
25 98.8 (1.28) 97.3 (2.03) 3.80 317 1.83
30 99.9 (1.28) 98.5 (2.13) 4.27 287 2.20

* Energy consumption to process 1 kg of sodium sulfate

Table 4.
Analysis results of the effect of initial Na+ concentration(g/L) of feed solution on acid & base recovery and energy consumption (25 V, F/A/B = 1.5/1.5/1.5 (L), Initial conc.(M) of Acid, base solution: 0.1 M, 30 ℃).
Conc. of feed sol. Na2SO4 (M) Recovery (%) (M)
Average current (A) Process time (min) Energy consumption (kWh/kg)*
H2SO4 NaOH
0.22 80.7 (0.27) 89.0 (0.44) 1.79 73 1.32
0.43 93.0 (0.48) 94.2 (0.84) 1.99 152 1.44
0.65 95.2 (0.68) 96.5 (1.18) 2.82 184 1.61
0.87 96.5 (0.88) 97.2 (1.49) 2.97 240 1.62
1.09 97.5 (1.03) 97.7 (1.74) 3.44 272 1.72
1.30 98.8 (1.28) 97.3 (2.03) 3.80 317 1.83

* Energy consumption to process 1 kg of sodium sulfate

Table 5.
Analysis results of the effect of initial concentration(M) of acid & base solution on concentration of recovered acid & base and energy consumption (25 V, Initial conc. of feed: 1.3 M Na2SO4, F/A/B = 1.5/1.5/1.5 (L), 30 ℃).
Conc. of initial Acid, Base sol.(M) Recovery (%) (M)
Average current (A) Process time (min) Energy consumption (kWh/kg)*
H2SO4 NaOH
0.1 98.8 (1.28) 97.3 (2.03) 3.80 317 1.83
0.3 97.8 (1.43) 96.6 (2.11) 3.27 477 2.39
0.5 98.1 (1.59) 94.8 (2.17) 3.19 566 2.76
1.0 99.9 (2.03) 95.7 (2.53) 3.51 704 3.71
1.5 92.7 (2.39) 94.1 (2.68) 3.89 837 5.19

* Energy consumption to process 1 kg of sodium sulfate

Table 6.
Analysis results of the effect of volume ratio(F/A/B) on concentration of recovered acid & base and energy consumption (25 V, Initial conc. of feed: 1.3 M Na2SO4, Initial conc.(M) of Acid, base solution: 0.1 M, 30 ℃).
Volume ratio F : A : B (L) Recovery (%) (M)
Average current (A) Process time (min) Energy consumption (kWh/kg)*
H2SO4 NaOH
1.50:1.50:1.50 98.8 (1.28) 97.3 (2.03) 3.80 317 1.83
1.50:1.20:1.20 97.4 (1.49) 97.5 (2.25) 3.38 435 2.26
1.50:1.00:1.00 95.6 (1.70) 97.1 (2.44) 3.49 474 2.50
1.50:0.75:0.75 89.9 (2.04) 92.2 (2.52) 3.53 592 3.40

* Energy consumption to process 1 kg of sodium sulfate

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