一种尿素生产废液处理装置以及处理方法与流程

1.本发明属于尿素生产时产生的废液处理技术领域，具体涉及一种基于正渗透膜和疏水多孔膜的尿素生产废液处理装置以及处理方法。


背景技术：

2.在尿素生产过程中，变换工段会产生高cod、高氨氮的蒸汽凝液，称为变换凝液，通常变换凝液的cod含量在5000-20000mg/l、氨氮含量在10000
–
20000mg/l、含盐量在20-150mg/l；尿素工段会产生含有少量氨氮的工艺凝液，称为尿素解析废液，通常尿素解析废液的cod含量在10
–
60mg/l、氨氮含量在3
–
50mg/l，含盐量在1
–
10mg/l，这两种废液的共同特点是盐分含量都很低，品质接近于脱盐水，但由于cod、氨氮的存在限制其不能直接回用，而且需要较高的代价把它们当做污水进行处理。
3.目前行业上常规的做法是把氨氮含量相对较高的尿素解析废液用于气化炉制煤浆或直接排往污水终端，对于浓度稍低的解析废液，采用离子交换去除氨氮后回用。气化炉制煤浆的用水非常适合采用高cod、低氨氮的废水，有一定的燃烧值，又不会因为氨氮高造成结晶，显然，尿素解析废液用于气化炉制煤浆，并不符合制煤浆用水的特征，仅是将尿素解析废液作为一次水使用，没有充分利用其含盐量低的优点；排往污水终端也是把相对纯净的水混入了污水中，不利于水的分级利用，不仅需要高额的废水处理费用，还造成了水资源的浪费；采用离子交换法，树脂吸附饱和后需要用盐进行再生，产生高浓度的再生废液，造成二次污染。高cod、高氨氮含量的变换凝液常规处理方法是进行蒸氨汽提后(或不经汽提)送到气化炉制煤浆或补入气化灰水系统，但是汽提的成本比较高，需要消耗蒸汽和液碱，吨水处理费用通常在50-100元，且处理后仍是相当于一次水作为气化制浆用水，也未充分利用其含盐量低的优点；不汽提氨氮过高会导致气化炉相关的设备、管道结晶堵塞。综上，目前这两种废液的处理方式都存在改进的空间，需要研究一种合适的方法，在回收利用这两种废液中的水资源的同时使溶液中的污染物得到处置。
4.进一步地，目前大部分脱盐水站反渗透浓水的含盐量在2400
–
6000mg/l，常规的处理途径主要是直接排放、送中水回用装置回收50-75％后再将回用过程中产生的浓水进行达标处理排放或直接结晶成盐、或直接送园区污水厂处理。直接排放造成水资源的浪费，同时高盐会污染环境，而且由于cod、氨氮含量也高，一般不具备直接排放的条件；送中水回用装置，达标处理需要高额的处理费用，吨水处理费用一般在4-10元，直接做成结晶盐，吨水处理成本更高，在20-50元；送园区污水处理厂不仅要支付污水处理费用，还会造成水资源的浪费，增加园区污水处理的负担。


技术实现要素：

5.本发明的目的在于克服现有技术中的缺陷，而提供一种结构简单、设计合理、能够在节约能耗核降低成本的前提下对水资源进行有效回收再利用的尿素生产废液处理装置以及处理方法。
6.本发明的目的是这样实现的：
7.一种尿素生产废液处理装置，包括变换凝液收集池和尿素解析废液收集池，所述变换凝液收集池通过氨氮脱除单元与正渗透单元与脱盐水站水箱的进口相连，脱盐水站水箱的脱盐水进口与脱盐水净水站相连，脱盐水站水箱的出口与反渗透装置的进口相连，反渗透装置的产水侧与脱盐水产水箱相连。
8.优选的，所述氨氮脱除单元为疏水多孔膜装置，疏水多孔膜装置的内部设有中空纤维膜，中空纤维膜的材质为聚四氟乙烯；疏水多孔膜装置的两端分别与变换凝液收集池和正渗透单元中的一级正渗透膜池的原水侧入口相连；疏水多孔膜装置的侧部进口与硫酸投加储罐相连，疏水多孔膜装置的侧部出口与硫酸铵储罐相连。
9.优选的，所述变换凝液收集池的顶部与碱投加储罐相连通，变换凝液收集池的内部设有搅拌器，变换凝液收集池的出口通过变换凝液提升泵与疏水多孔膜装置相连。
10.优选的，所述正渗透单元包括一级正渗透膜池和二级正渗透膜池；一级正渗透膜池和二级正渗透膜池的结构相同，其中部设有正渗透膜将相应的正渗透池分为原水侧和浓水侧；一级正渗透膜池的浓水侧出口通过连通阀与二级正渗透膜池的浓水侧进口相连，二级正渗透膜池的浓水侧出口通过反渗透浓水提升泵与脱盐水站水箱的进口相连。
11.优选的，所述二级正渗透膜池的原水侧进口通过尿素解析废液提升泵与尿素解析废液收集池相连；所述一级正渗透膜池和二级正渗透膜池的原水侧出口分别通过浓缩后变换凝液提升泵和浓缩后尿素解析废液提升泵与污水终端相连。
12.优选的，所述污水终端的出水口通过终端出水提升泵与中水回用装置的进口相连。
13.优选的，所述反渗透装置的浓水侧出口通过三通分别与一级正渗透膜池的浓水侧进口和中水回用装置的进口相连。
14.优选的，所述一级正渗透膜池的浓水侧进口和三通之间设置有膜池阀门，中水回用装置的进口和三通之间设置有中水回用阀门。
15.优选的，所述脱盐水站水箱的脱盐水进口与脱盐水净水站之间设置有净水提升泵，脱盐水站水箱的出口与反渗透装置的进口之间设置有反渗透高压泵。
16.一种尿素生产废液处理装置的处理方法，该处理方法包括如下步骤：
17.步骤1：变换凝液收集池用于收集尿素生产过程中产生的变换凝液，碱投加储罐中的碱液进入变换凝液收集池中，在搅拌器的搅拌作用下充分混合，经过ph调节后的变换凝液通过变换凝液提升泵进入疏水多孔膜装置内；
18.所述碱液为氢氧化钠溶液、碳酸钠溶液或石灰溶液之一，变换凝液的温度25℃-45℃，氨氮含量10000-30000mg/l，cod含量5000-20000mg/l，ph值8-10，含盐量20-150mg/l；ph调节后的变换凝液ph值10-12，将水中的铵离子变成游离态氨气；
19.步骤2：变换凝液在疏水多孔膜装置的中空纤维膜内流动，硫酸投加储罐从侧面向疏水多孔膜装置内补入硫酸，硫酸在中空纤维膜外流动，中空纤维膜内的游离态的氨气从变换凝液中分离出来穿过中空纤维膜与硫酸相遇，被硫酸吸收生成硫酸铵，硫酸铵通过疏水多孔膜装置的侧部出口进入硫酸铵储罐中，脱除氨后的变换凝液通过一级正渗透池的原水侧进口进入到一级正渗透膜池的原水侧内；所述硫酸铵储罐内的硫酸铵溶液浓度为15％-35％，进行外售或供后工段使用；所述进入一级正渗透池的原水侧内的变换凝液氨氮
含量为3-12mg/l；
20.步骤3：净水站的产水通过净水提升泵提压进入脱盐水站水箱，脱盐水站水箱的出水经反渗透高压泵提压进入反渗透装置，反渗透装置的产水进入产水箱；所述净水站的产水含盐量300mg/l-1500mg/l，浊度0-2ntu，ph6-9；所述脱盐水站反渗透根据原水水质为一级两段或一级三段设置，反渗透的进水温度20℃-35℃，脱盐率97％-99％，回收率75％-87.5％，产水箱的脱盐水送后工段使用；
21.步骤4：反渗透装置产生的反渗透浓水分别通过中水回用阀门和膜池阀门分别进入中水回用装置和一级正渗透膜池的浓水侧；反渗透装置产生的反渗透浓水含盐量2400mg/l-6000mg/l；一级正渗透膜池的浓水侧介质是反渗透浓水，一级正渗透膜池的原水侧为脱除氨后的变换凝液；一级正渗透膜池原水侧变换凝液中的水分子在渗透压作用下透过正渗透膜进入一级正渗透膜池的浓水侧，一级正渗透膜池原水侧的变换凝液得到浓缩，一级正渗透膜池浓水侧的反渗透浓水得到稀释，实现变换凝液中水资源的回收利用；所述稀释后反渗透浓水的含盐量为1200mg/l-3000mg/l；所述送至中水回用装置的反渗透浓水为送往一级正渗透膜池后剩余的反渗透浓水；
22.步骤5：所述一级正渗透膜池原水侧经浓缩后的变换凝液通过浓缩后变换凝液提升泵进入污水终端；一级正渗透膜池浓水侧稀释后的反渗透浓水通过连通阀进入二级正渗透膜池的浓水侧；所述污水终端采用的处理工艺为两级以上硝化反硝化过程，浓缩后的变换凝液在一级反硝化时加入生化反应池，作为反硝化菌的碳源使用；所述变换凝液经过疏水多孔膜装置处理后剩余的氨氮在污水终端反应池中微生物的降解作用下处理到2mg/l以下；
23.步骤6：尿素解析废液收集池中的尿素解析废液通过尿素解析废液提升泵进入二级正渗透膜池的原水侧；二级正渗透膜池浓水侧介质是来自一级正渗透膜池中稀释后反渗透浓水，二级正渗透膜池原水侧介质是尿素解析废液；二级正渗透膜池原水侧尿素解析废液中的水分子在渗透压的作用下透过正渗透膜进入浓水侧，二级正渗透膜池原水侧的尿素解析废液得到浓缩，二级正渗透膜池浓水侧的反渗透浓水再次得到稀释；二次稀释后的反渗透浓水通过反渗透浓水提升泵进入脱盐水站水箱中，浓缩后的尿素解析废液通过浓缩后尿素解析废液提升泵进入污水终端中；所述的尿素解析废液的氨氮含量3-50mg/l，含盐量1-10mg/l，cod含量10-60mg/l；所述二次稀释后的反渗透浓水含盐量400-1000mg/l；
24.步骤7：步骤5和步骤6中进入污水终端的浓缩后变换凝液和浓缩后的尿素解析废液经过污水终端处理后的终端出水通过终端出水提升泵进入中水回用装置；所述经过污水终端处理后的终端出水的cod≤40mg/l，氨氮≤2mg/l，ph值6-9；所述中水回用装置的回收率60-75％，脱盐率96％-99％；
25.步骤8：脱盐水站水箱内的二次稀释后的反渗透浓水和净水站的产水混合后通过反渗透高压泵进入反渗透装置中进行脱盐处理。
26.按照上述方案制成的一种尿素生产废液处理装置以及处理方法，本发明基于正渗透膜和疏水多孔膜的组合实现变换凝液和尿素解析废液资源化利用以及脱盐水站反渗透浓水的减排；变换凝液先通过疏水多孔膜进行分离，通过硫酸吸收，将氨氮转化为硫酸铵作为产品外售，脱除氨氮后的变换凝液进入一级正渗透膜装置进行分离浓缩，浓缩后的高cod浓缩液送污水终端作为碳源利用，实现废水的资源化；一级正渗透膜的一侧是脱除氨氮后
的变换凝液，另一侧是脱盐水站反渗透浓水，反渗透浓水作为汲取液，吸收变换凝液中的水溶剂，得到稀释；稀释后的反渗透浓水和尿素解析废液分别作为汲取液和待分离液体，进入二级正渗透膜的两侧，通过二级正渗透膜的分离作用，使尿素解析废液中的水溶剂进入稀释后的反渗透浓水中，反渗透浓水进一步得到稀释，可以直接作为一次水使用，不需要再作为废水处理；尿素解析废液得到浓缩后进污水终端进行处理，在此过程中充分利用了尿素解析废液中的水溶剂，同时也将废液进行了减量化，降低了污水终端的处理负荷和企业的废水处理成本；本发明适用于尿素生产过程中有变换凝液和尿素解析废液产生，同时系统配置有采用反渗透技术脱盐水站的生产系统；具有环保、节能、应用范围广、废水资源化、污水减量化、能够实现降低废水处理成本以及提高了水资源利用率的优点。
附图说明
27.图1为本发明的结构示意图。
具体实施方式
28.为了对本发明的技术特征、目的和效果有更加清楚的理解，现对照附图说明本发明的具体实施方式，在各图中相同的标号表示相同的部件。为使图面简洁，各图中只示意性地表示出了与发明相关的部分，它们并不代表其作为产品的实际结构。
29.如图1所示，本发明为一种尿素生产废液处理装置以及处理方法，其中尿素生产废液处理装置包括变换凝液收集池2和尿素解析废液收集池14，所述变换凝液收集池2通过氨氮脱除单元与正渗透单元与脱盐水站水箱20的进口相连，脱盐水站水箱20的脱盐水进口与脱盐水净水站21相连，脱盐水站水箱20的出口与反渗透装置24的进口相连，反渗透装置24的产水侧与脱盐水产水箱25相连。
30.进一步地，所述氨氮脱除单元为疏水多孔膜装置4，疏水多孔膜装置4的内部设有中空纤维膜28，中空纤维膜28的材质为聚四氟乙烯；疏水多孔膜装置4的两端分别与变换凝液收集池2和正渗透单元中的一级正渗透膜池8的原水侧入口相连；疏水多孔膜装置4的侧部进口与硫酸投加储罐6相连，疏水多孔膜装置4的侧部出口与硫酸铵储罐7相连。
31.进一步地，所述变换凝液收集池2的顶部与碱投加储罐1相连通，变换凝液收集池2的内部设有搅拌器3，变换凝液收集池2的出口通过变换凝液提升泵5与疏水多孔膜装置4相连。
32.进一步地，所述正渗透单元包括一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16；一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16的结构相同，其中部设有正渗透膜9将相应的正渗透池分为原水侧和浓水侧；一级正渗透膜池8的浓水侧出口通过连通阀19与二级正渗透膜池16的浓水侧进口相连，二级正渗透膜池16的浓水侧出口通过反渗透浓水提升泵18与脱盐水站水箱20的进口相连。
33.进一步地，所述二级正渗透膜池16的原水侧进口通过尿素解析废液提升泵15与尿素解析废液收集池14相连；所述一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16的原水侧出口分别通过浓缩后变换凝液提升泵10和浓缩后尿素解析废液提升泵17与污水终端11相连。
34.进一步地，所述污水终端11的出水口通过终端出水提升泵12与中水回用装置13的进口相连。
35.进一步地，所述反渗透装置24的浓水侧出口通过三通分别与一级正渗透膜池8的浓水侧进口和中水回用装置13的进口相连。
36.进一步地，所述一级正渗透膜池8的浓水侧进口和三通之间设置有膜池阀门26，中水回用装置13的进口和三通之间设置有中水回用阀门27。
37.进一步地，所述脱盐水站水箱20的脱盐水进口与脱盐水净水站21之间设置有净水提升泵22，脱盐水站水箱20的出口与反渗透装置24的进口之间设置有反渗透高压泵23。
38.本发明还提供了一种尿素生产废液处理装置的处理方法，该处理方法包括如下步骤：
39.步骤1：变换凝液收集池2用于收集尿素生产过程中产生的变换凝液，碱投加储罐1中的碱液进入变换凝液收集池2中，在搅拌器3的搅拌作用下充分混合，经过ph调节后的变换凝液通过变换凝液提升泵5进入疏水多孔膜装置4内；所述碱液为氢氧化钠溶液、碳酸钠溶液或石灰溶液之一，变换凝液的温度25℃-45℃，氨氮含量10000-30000mg/l，cod含量5000-20000mg/l，ph值8-10，含盐量20-150mg/l；ph调节后的变换凝液ph值10-12，将水中的铵离子变成游离态氨气；
40.步骤2：变换凝液在疏水多孔膜装置4的中空纤维膜28内流动，硫酸投加储罐6从侧面向疏水多孔膜装置4内补入硫酸，硫酸在中空纤维膜28外流动，中空纤维膜28内的游离态的氨气从变换凝液中分离出来穿过中空纤维膜28与硫酸相遇，被硫酸吸收生成硫酸铵，硫酸铵通过疏水多孔膜装置4的侧部出口进入硫酸铵储罐7中，脱除氨后的变换凝液通过一级正渗透池8的原水侧进口进入到一级正渗透膜池8的原水侧内；所述硫酸铵储罐7内的硫酸铵溶液浓度为15％-35％，进行外售或供后工段使用；所述进入一级正渗透池8的原水侧内的变换凝液氨氮含量为3-12mg/l；
41.步骤3：净水站21的产水通过净水提升泵22提压进入脱盐水站水箱20，脱盐水站水箱20的出水经反渗透高压泵23提压进入反渗透装置24，反渗透装置24的产水进入产水箱25；所述净水站21的产水含盐量300mg/l-1500mg/l，浊度0-2ntu，ph6-9；所述脱盐水站反渗透24根据原水水质为一级两段或一级三段设置，反渗透的进水温度20℃-35℃，脱盐率97％-99％，回收率75％-87.5％，产水箱25的脱盐水送后工段使用；
42.步骤4：反渗透装置24产生的反渗透浓水分别通过中水回用阀门27和膜池阀门26分别进入中水回用装置13和一级正渗透膜池8的浓水侧；
43.反渗透装置24产生的反渗透浓水含盐量2400mg/l-6000mg/l；
44.一级正渗透膜池8的浓水侧介质是反渗透浓水，一级正渗透膜池8的原水侧为脱除氨后的变换凝液；一级正渗透膜池8原水侧变换凝液中的水分子在渗透压作用下透过正渗透膜9进入一级正渗透膜池8的浓水侧，一级正渗透膜池8原水侧的变换凝液得到浓缩，一级正渗透膜池8浓水侧的反渗透浓水得到稀释，实现变换凝液中水资源的回收利用；所述稀释后反渗透浓水的含盐量为1200mg/l-3000mg/l；所述送至中水回用装置13的反渗透浓水为送往一级正渗透膜池8后剩余的反渗透浓水；
45.步骤5：所述一级正渗透膜池8原水侧经浓缩后的变换凝液通过浓缩后变换凝液提升泵10进入污水终端11；一级正渗透膜池8浓水侧稀释后的反渗透浓水通过连通阀19进入二级正渗透膜池16的浓水侧；所述污水终端11采用的处理工艺为两级以上硝化反硝化过程，浓缩后的变换凝液在一级反硝化时加入生化反应池，作为反硝化菌的碳源使用；所述变
换凝液经过疏水多孔膜装置4处理后剩余的氨氮在污水终端11反应池中微生物的降解作用下处理到2mg/l以下；
46.步骤6：尿素解析废液收集池14中的尿素解析废液通过尿素解析废液提升泵15进入二级正渗透膜池16的原水侧；二级正渗透膜池16浓水侧介质是来自一级正渗透膜池8中稀释后反渗透浓水，二级正渗透膜池16原水侧介质是尿素解析废液；二级正渗透膜池16原水侧尿素解析废液中的水分子在渗透压的作用下透过正渗透膜9进入浓水侧，二级正渗透膜池16原水侧的尿素解析废液得到浓缩，二级正渗透膜池16浓水侧的反渗透浓水再次得到稀释；二次稀释后的反渗透浓水通过反渗透浓水提升泵18进入脱盐水站水箱20中，浓缩后的尿素解析废液通过浓缩后尿素解析废液提升泵17进入污水终端11中；所述的尿素解析废液的氨氮含量3-50mg/l，含盐量1-10mg/l，cod含量10-60mg/l；所述二次稀释后的反渗透浓水含盐量400-1000mg/l；
47.步骤7：步骤5和步骤6中进入污水终端11的浓缩后变换凝液和浓缩后的尿素解析废液经过污水终端11处理后的终端出水通过终端出水提升泵12进入中水回用装置13；所述经过污水终端11处理后的终端出水的cod≤40mg/l，氨氮≤2mg/l，ph值6-9；所述中水回用装置13的回收率60-75％，脱盐率96％-99％；
48.步骤8：脱盐水站水箱20内的二次稀释后的反渗透浓水和净水站21的产水混合后通过反渗透高压泵23进入反渗透装置24中进行脱盐处理。
49.本发明是针对水处理领域具体适用于尿素生产过程中产生的变换凝液和尿素解析废液，其本质是结合正渗透膜和疏水多孔膜的特性，能够实现在较低能耗下对水分子和污染物的分离，不仅能够回收尿素生产过程中产生的变换凝液和尿素解析废液中的水资源，又能够减少脱盐水站浓水向中水回用的排放量，同时变废为宝，利用变换凝液中的cod作为污水终端生化反应反硝化过程中的碳源，节约了企业污水处理的运行成本，实现废水的循环水利用以达到节水减排的目的。
50.为了更加详细的解释本发明，现结合实施例对本发明做进一步阐述。具体实施例如下：
51.实施例1
52.一种尿素生产废液处理装置，包括变换凝液收集池2和尿素解析废液收集池14，所述变换凝液收集池2通过氨氮脱除单元与正渗透单元与脱盐水站水箱20的进口相连，脱盐水站水箱20的脱盐水进口与脱盐水净水站21相连，脱盐水站水箱20的出口与反渗透装置24的进口相连，反渗透装置24的产水侧与脱盐水产水箱25相连。所述氨氮脱除单元为疏水多孔膜装置4，疏水多孔膜装置4的内部设有中空纤维膜28，中空纤维膜28的材质为聚四氟乙烯；疏水多孔膜装置4的两端分别与变换凝液收集池2和正渗透单元中的一级正渗透膜池8的原水侧入口相连；疏水多孔膜装置4的侧部进口与硫酸投加储罐6相连，疏水多孔膜装置4的侧部出口与硫酸铵储罐7相连。所述变换凝液收集池2的顶部与碱投加储罐1相连通，变换凝液收集池2的内部设有搅拌器3，变换凝液收集池2的出口通过变换凝液提升泵5与疏水多孔膜装置4相连。所述正渗透单元包括一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16；一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16的结构相同，其中部设有正渗透膜9将相应的正渗透池分为原水侧和浓水侧；一级正渗透膜池8的浓水侧出口通过连通阀19与二级正渗透膜池16的浓水侧进口相连，二级正渗透膜池16的浓水侧出口通过反渗透浓水提升泵18与脱盐水站水箱20的
进口相连。所述二级正渗透膜池16的原水侧进口通过尿素解析废液提升泵15与尿素解析废液收集池14相连；所述一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16的原水侧出口分别通过浓缩后变换凝液提升泵10和浓缩后尿素解析废液提升泵17与污水终端11相连。所述污水终端11的出水口通过终端出水提升泵12与中水回用装置13的进口相连。所述反渗透装置24的浓水侧出口通过三通分别与一级正渗透膜池8的浓水侧进口和中水回用装置13的进口相连。所述一级正渗透膜池8的浓水侧进口和三通之间设置有膜池阀门26，中水回用装置13的进口和三通之间设置有中水回用阀门27。所述脱盐水站水箱20的脱盐水进口与脱盐水净水站21之间设置有净水提升泵22，脱盐水站水箱20的出口与反渗透装置24的进口之间设置有反渗透高压泵23。
53.本发明还提供了一种尿素生产废液处理装置的处理方法，该处理方法包括如下步骤：
54.步骤1：变换凝液收集池2用于收集尿素生产过程中产生的变换凝液，碱投加储罐1中的碱液进入变换凝液收集池2中，在搅拌器3的搅拌作用下充分混合，经过ph调节后的变换凝液通过变换凝液提升泵5进入疏水多孔膜装置4内；所述碱液为氢氧化钠溶液，变换凝液的温度25℃-45℃，氨氮含量10000-30000mg/l，cod含量5000-20000mg/l，ph值8-10，含盐量20-150mg/l；ph调节后的变换凝液ph值10，将水中的铵离子变成游离态氨气；
55.步骤2：变换凝液在疏水多孔膜装置4的中空纤维膜28内流动，硫酸投加储罐6从侧面向疏水多孔膜装置4内补入硫酸，硫酸在中空纤维膜28外流动，中空纤维膜28内的游离态的氨气从变换凝液中分离出来穿过中空纤维膜28与硫酸相遇，被硫酸吸收生成硫酸铵，硫酸铵通过疏水多孔膜装置4的侧部出口进入硫酸铵储罐7中，脱除氨后的变换凝液通过一级正渗透池8的原水侧进口进入到一级正渗透膜池8的原水侧内；所述硫酸铵储罐7内的硫酸铵溶液浓度为15％-35％，进行外售或供后工段使用；所述进入一级正渗透池8的原水侧内的变换凝液氨氮含量为12mg/l；
56.步骤3：净水站21的产水通过净水提升泵22提压进入脱盐水站水箱20，脱盐水站水箱20的出水经反渗透高压泵23提压进入反渗透装置24，反渗透装置24的产水进入产水箱25；所述净水站21的产水含盐量300mg/l-1500mg/l，浊度0-2ntu，ph6-9；所述脱盐水站反渗透24根据原水水质为一级两段，反渗透的进水温度20℃-35℃，脱盐率97％-99％，回收率75％-87.5％，产水箱25的脱盐水送后工段使用；
57.步骤4：反渗透装置24产生的反渗透浓水分别通过中水回用阀门27和膜池阀门26分别进入中水回用装置13和一级正渗透膜池8的浓水侧；
58.反渗透装置24产生的反渗透浓水含盐量2400mg/l-6000mg/l；
59.一级正渗透膜池8的浓水侧介质是反渗透浓水，一级正渗透膜池8的原水侧为脱除氨后的变换凝液；一级正渗透膜池8原水侧变换凝液中的水分子在渗透压作用下透过正渗透膜9进入一级正渗透膜池8的浓水侧，一级正渗透膜池8原水侧的变换凝液得到浓缩，一级正渗透膜池8浓水侧的反渗透浓水得到稀释，实现变换凝液中水资源的回收利用；所述稀释后反渗透浓水的含盐量为1200mg/l；所述送至中水回用装置13的反渗透浓水为送往一级正渗透膜池8后剩余的反渗透浓水；
60.步骤5：所述一级正渗透膜池8原水侧经浓缩后的变换凝液通过浓缩后变换凝液提升泵10进入污水终端11；一级正渗透膜池8浓水侧稀释后的反渗透浓水通过连通阀19进入
二级正渗透膜池16的浓水侧；所述污水终端11采用的处理工艺为两级以上硝化反硝化过程，浓缩后的变换凝液在一级反硝化时加入生化反应池，作为反硝化菌的碳源使用；所述变换凝液经过疏水多孔膜装置4处理后剩余的氨氮在污水终端11反应池中微生物的降解作用下处理到2mg/l以下；
61.步骤6：尿素解析废液收集池14中的尿素解析废液通过尿素解析废液提升泵15进入二级正渗透膜池16的原水侧；二级正渗透膜池16浓水侧介质是来自一级正渗透膜池8中稀释后反渗透浓水，二级正渗透膜池16原水侧介质是尿素解析废液；二级正渗透膜池16原水侧尿素解析废液中的水分子在渗透压的作用下透过正渗透膜9进入浓水侧，二级正渗透膜池16原水侧的尿素解析废液得到浓缩，二级正渗透膜池16浓水侧的反渗透浓水再次得到稀释；二次稀释后的反渗透浓水通过反渗透浓水提升泵18进入脱盐水站水箱20中，浓缩后的尿素解析废液通过浓缩后尿素解析废液提升泵17进入污水终端11中；所述的尿素解析废液的氨氮含量3-50mg/l，含盐量1-10mg/l，cod含量10-60mg/l；所述二次稀释后的反渗透浓水含盐量400mg/l；
62.步骤7：步骤5和步骤6中进入污水终端11的浓缩后变换凝液和浓缩后的尿素解析废液经过污水终端11处理后的终端出水通过终端出水提升泵12进入中水回用装置13；所述经过污水终端11处理后的终端出水的cod≤40mg/l，氨氮≤2mg/l，ph值6-9；所述中水回用装置13的回收率60％，脱盐率96％；
63.步骤8：脱盐水站水箱20内的二次稀释后的反渗透浓水和净水站21的产水混合后通过反渗透高压泵23进入反渗透装置24中进行脱盐处理。
64.实施例2
65.一种尿素生产废液处理装置，包括变换凝液收集池2和尿素解析废液收集池14，所述变换凝液收集池2通过氨氮脱除单元与正渗透单元与脱盐水站水箱20的进口相连，脱盐水站水箱20的脱盐水进口与脱盐水净水站21相连，脱盐水站水箱20的出口与反渗透装置24的进口相连，反渗透装置24的产水侧与脱盐水产水箱25相连。所述氨氮脱除单元为疏水多孔膜装置4，疏水多孔膜装置4的内部设有中空纤维膜28，中空纤维膜28的材质为聚四氟乙烯；疏水多孔膜装置4的两端分别与变换凝液收集池2和正渗透单元中的一级正渗透膜池8的原水侧入口相连；疏水多孔膜装置4的侧部进口与硫酸投加储罐6相连，疏水多孔膜装置4的侧部出口与硫酸铵储罐7相连。所述变换凝液收集池2的顶部与碱投加储罐1相连通，变换凝液收集池2的内部设有搅拌器3，变换凝液收集池2的出口通过变换凝液提升泵5与疏水多孔膜装置4相连。所述正渗透单元包括一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16；一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16的结构相同，其中部设有正渗透膜9将相应的正渗透池分为原水侧和浓水侧；一级正渗透膜池8的浓水侧出口通过连通阀19与二级正渗透膜池16的浓水侧进口相连，二级正渗透膜池16的浓水侧出口通过反渗透浓水提升泵18与脱盐水站水箱20的进口相连。所述二级正渗透膜池16的原水侧进口通过尿素解析废液提升泵15与尿素解析废液收集池14相连；所述一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16的原水侧出口分别通过浓缩后变换凝液提升泵10和浓缩后尿素解析废液提升泵17与污水终端11相连。所述污水终端11的出水口通过终端出水提升泵12与中水回用装置13的进口相连。所述反渗透装置24的浓水侧出口通过三通分别与一级正渗透膜池8的浓水侧进口和中水回用装置13的进口相连。所述一级正渗透膜池8的浓水侧进口和三通之间设置有膜池阀门26，中水回用装置13的进口
和三通之间设置有中水回用阀门27。所述脱盐水站水箱20的脱盐水进口与脱盐水净水站21之间设置有净水提升泵22，脱盐水站水箱20的出口与反渗透装置24的进口之间设置有反渗透高压泵23。
66.本发明还提供了一种尿素生产废液处理装置的处理方法，该处理方法包括如下步骤：
67.步骤1：变换凝液收集池2用于收集尿素生产过程中产生的变换凝液，碱投加储罐1中的碱液进入变换凝液收集池2中，在搅拌器3的搅拌作用下充分混合，经过ph调节后的变换凝液通过变换凝液提升泵5进入疏水多孔膜装置4内；所述碱液为碳酸钠溶液，变换凝液的温度25℃-45℃，氨氮含量10000-30000mg/l，cod含量5000-20000mg/l，ph值8-10，含盐量20-150mg/l；ph调节后的变换凝液ph值11，将水中的铵离子变成游离态氨气；
68.步骤2：变换凝液在疏水多孔膜装置4的中空纤维膜28内流动，硫酸投加储罐6从侧面向疏水多孔膜装置4内补入硫酸，硫酸在中空纤维膜28外流动，中空纤维膜28内的游离态的氨气从变换凝液中分离出来穿过中空纤维膜28与硫酸相遇，被硫酸吸收生成硫酸铵，硫酸铵通过疏水多孔膜装置4的侧部出口进入硫酸铵储罐7中，脱除氨后的变换凝液通过一级正渗透池8的原水侧进口进入到一级正渗透膜池8的原水侧内；所述硫酸铵储罐7内的硫酸铵溶液浓度为15％-35％，进行外售或供后工段使用；所述进入一级正渗透池8的原水侧内的变换凝液氨氮含量为7mg/l；
69.步骤3：净水站21的产水通过净水提升泵22提压进入脱盐水站水箱20，脱盐水站水箱20的出水经反渗透高压泵23提压进入反渗透装置24，反渗透装置24的产水进入产水箱25；所述净水站21的产水含盐量300mg/l-1500mg/l，浊度0-2ntu，ph6-9；所述脱盐水站反渗透24根据原水水质为一级两段或一级三段设置，反渗透的进水温度20℃-35℃，脱盐率97％-99％，回收率75％-87.5％，产水箱25的脱盐水送后工段使用；
70.步骤4：反渗透装置24产生的反渗透浓水分别通过中水回用阀门27和膜池阀门26分别进入中水回用装置13和一级正渗透膜池8的浓水侧；
71.反渗透装置24产生的反渗透浓水含盐量2400mg/l-6000mg/l；
72.一级正渗透膜池8的浓水侧介质是反渗透浓水，一级正渗透膜池8的原水侧为脱除氨后的变换凝液；一级正渗透膜池8原水侧变换凝液中的水分子在渗透压作用下透过正渗透膜9进入一级正渗透膜池8的浓水侧，一级正渗透膜池8原水侧的变换凝液得到浓缩，一级正渗透膜池8浓水侧的反渗透浓水得到稀释，实现变换凝液中水资源的回收利用；所述稀释后反渗透浓水的含盐量为2100mg/l；所述送至中水回用装置13的反渗透浓水为送往一级正渗透膜池8后剩余的反渗透浓水；
73.步骤5：所述一级正渗透膜池8原水侧经浓缩后的变换凝液通过浓缩后变换凝液提升泵10进入污水终端11；一级正渗透膜池8浓水侧稀释后的反渗透浓水通过连通阀19进入二级正渗透膜池16的浓水侧；所述污水终端11采用的处理工艺为两级以上硝化反硝化过程，浓缩后的变换凝液在一级反硝化时加入生化反应池，作为反硝化菌的碳源使用；所述变换凝液经过疏水多孔膜装置4处理后剩余的氨氮在污水终端11反应池中微生物的降解作用下处理到2mg/l以下；
74.步骤6：尿素解析废液收集池14中的尿素解析废液通过尿素解析废液提升泵15进入二级正渗透膜池16的原水侧；二级正渗透膜池16浓水侧介质是来自一级正渗透膜池8中
稀释后反渗透浓水，二级正渗透膜池16原水侧介质是尿素解析废液；二级正渗透膜池16原水侧尿素解析废液中的水分子在渗透压的作用下透过正渗透膜9进入浓水侧，二级正渗透膜池16原水侧的尿素解析废液得到浓缩，二级正渗透膜池16浓水侧的反渗透浓水再次得到稀释；二次稀释后的反渗透浓水通过反渗透浓水提升泵18进入脱盐水站水箱20中，浓缩后的尿素解析废液通过浓缩后尿素解析废液提升泵17进入污水终端11中；所述的尿素解析废液的氨氮含量3-50mg/l，含盐量1-10mg/l，cod含量10-60mg/l；所述二次稀释后的反渗透浓水含盐量700mg/l；
75.步骤7：步骤5和步骤6中进入污水终端11的浓缩后变换凝液和浓缩后的尿素解析废液经过污水终端11处理后的终端出水通过终端出水提升泵12进入中水回用装置13；所述经过污水终端11处理后的终端出水的cod≤40mg/l，氨氮≤2mg/l，ph值6-9；所述中水回用装置13的回收率68％，脱盐率98％；
76.步骤8：脱盐水站水箱20内的二次稀释后的反渗透浓水和净水站21的产水混合后通过反渗透高压泵23进入反渗透装置24中进行脱盐处理。
77.实施例3
78.一种尿素生产废液处理装置，包括变换凝液收集池2和尿素解析废液收集池14，所述变换凝液收集池2通过氨氮脱除单元与正渗透单元与脱盐水站水箱20的进口相连，脱盐水站水箱20的脱盐水进口与脱盐水净水站21相连，脱盐水站水箱20的出口与反渗透装置24的进口相连，反渗透装置24的产水侧与脱盐水产水箱25相连。所述氨氮脱除单元为疏水多孔膜装置4，疏水多孔膜装置4的内部设有中空纤维膜28，中空纤维膜28的材质为聚四氟乙烯；疏水多孔膜装置4的两端分别与变换凝液收集池2和正渗透单元中的一级正渗透膜池8的原水侧入口相连；疏水多孔膜装置4的侧部进口与硫酸投加储罐6相连，疏水多孔膜装置4的侧部出口与硫酸铵储罐7相连。所述变换凝液收集池2的顶部与碱投加储罐1相连通，变换凝液收集池2的内部设有搅拌器3，变换凝液收集池2的出口通过变换凝液提升泵5与疏水多孔膜装置4相连。所述正渗透单元包括一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16；一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16的结构相同，其中部设有正渗透膜9将相应的正渗透池分为原水侧和浓水侧；一级正渗透膜池8的浓水侧出口通过连通阀19与二级正渗透膜池16的浓水侧进口相连，二级正渗透膜池16的浓水侧出口通过反渗透浓水提升泵18与脱盐水站水箱20的进口相连。所述二级正渗透膜池16的原水侧进口通过尿素解析废液提升泵15与尿素解析废液收集池14相连；所述一级正渗透膜池8和二级正渗透膜池16的原水侧出口分别通过浓缩后变换凝液提升泵10和浓缩后尿素解析废液提升泵17与污水终端11相连。所述污水终端11的出水口通过终端出水提升泵12与中水回用装置13的进口相连。所述反渗透装置24的浓水侧出口通过三通分别与一级正渗透膜池8的浓水侧进口和中水回用装置13的进口相连。所述一级正渗透膜池8的浓水侧进口和三通之间设置有膜池阀门26，中水回用装置13的进口和三通之间设置有中水回用阀门27。所述脱盐水站水箱20的脱盐水进口与脱盐水净水站21之间设置有净水提升泵22，脱盐水站水箱20的出口与反渗透装置24的进口之间设置有反渗透高压泵23。
79.本发明还提供了一种尿素生产废液处理装置的处理方法，该处理方法包括如下步骤：
80.步骤1：变换凝液收集池2用于收集尿素生产过程中产生的变换凝液，碱投加储罐1
中的碱液进入变换凝液收集池2中，在搅拌器3的搅拌作用下充分混合，经过ph调节后的变换凝液通过变换凝液提升泵5进入疏水多孔膜装置4内；所述碱液为石灰溶液，变换凝液的温度25℃-45℃，氨氮含量10000-30000mg/l，cod含量5000-20000mg/l，ph值8-10，含盐量20-150mg/l；ph调节后的变换凝液ph值10-12，将水中的铵离子变成游离态氨气；
81.步骤2：变换凝液在疏水多孔膜装置4的中空纤维膜28内流动，硫酸投加储罐6从侧面向疏水多孔膜装置4内补入硫酸，硫酸在中空纤维膜28外流动，中空纤维膜28内的游离态的氨气从变换凝液中分离出来穿过中空纤维膜28与硫酸相遇，被硫酸吸收生成硫酸铵，硫酸铵通过疏水多孔膜装置4的侧部出口进入硫酸铵储罐7中，脱除氨后的变换凝液通过一级正渗透池8的原水侧进口进入到一级正渗透膜池8的原水侧内；所述硫酸铵储罐7内的硫酸铵溶液浓度为15％-35％，进行外售或供后工段使用；所述进入一级正渗透池8的原水侧内的变换凝液氨氮含量为3mg/l；
82.步骤3：净水站21的产水通过净水提升泵22提压进入脱盐水站水箱20，脱盐水站水箱20的出水经反渗透高压泵23提压进入反渗透装置24，反渗透装置24的产水进入产水箱25；所述净水站21的产水含盐量300mg/l-1500mg/l，浊度0-2ntu，ph6-9；所述脱盐水站反渗透24根据原水水质为一级两段或一级三段设置，反渗透的进水温度20℃-35℃，脱盐率97％-99％，回收率75％-87.5％，产水箱25的脱盐水送后工段使用；
83.步骤4：反渗透装置24产生的反渗透浓水分别通过中水回用阀门27和膜池阀门26分别进入中水回用装置13和一级正渗透膜池8的浓水侧；
84.反渗透装置24产生的反渗透浓水含盐量2400mg/l-6000mg/l；
85.一级正渗透膜池8的浓水侧介质是反渗透浓水，一级正渗透膜池8的原水侧为脱除氨后的变换凝液；一级正渗透膜池8原水侧变换凝液中的水分子在渗透压作用下透过正渗透膜9进入一级正渗透膜池8的浓水侧，一级正渗透膜池8原水侧的变换凝液得到浓缩，一级正渗透膜池8浓水侧的反渗透浓水得到稀释，实现变换凝液中水资源的回收利用；所述稀释后反渗透浓水的含盐量为3000mg/l；所述送至中水回用装置13的反渗透浓水为送往一级正渗透膜池8后剩余的反渗透浓水；
86.步骤5：所述一级正渗透膜池8原水侧经浓缩后的变换凝液通过浓缩后变换凝液提升泵10进入污水终端11；一级正渗透膜池8浓水侧稀释后的反渗透浓水通过连通阀19进入二级正渗透膜池16的浓水侧；所述污水终端11采用的处理工艺为两级以上硝化反硝化过程，浓缩后的变换凝液在一级反硝化时加入生化反应池，作为反硝化菌的碳源使用；所述变换凝液经过疏水多孔膜装置4处理后剩余的氨氮在污水终端11反应池中微生物的降解作用下处理到2mg/l以下；
87.步骤6：尿素解析废液收集池14中的尿素解析废液通过尿素解析废液提升泵15进入二级正渗透膜池16的原水侧；二级正渗透膜池16浓水侧介质是来自一级正渗透膜池8中稀释后反渗透浓水，二级正渗透膜池16原水侧介质是尿素解析废液；二级正渗透膜池16原水侧尿素解析废液中的水分子在渗透压的作用下透过正渗透膜9进入浓水侧，二级正渗透膜池16原水侧的尿素解析废液得到浓缩，二级正渗透膜池16浓水侧的反渗透浓水再次得到稀释；二次稀释后的反渗透浓水通过反渗透浓水提升泵18进入脱盐水站水箱20中，浓缩后的尿素解析废液通过浓缩后尿素解析废液提升泵17进入污水终端11中；所述的尿素解析废液的氨氮含量3-50mg/l，含盐量1-10mg/l，cod含量10-60mg/l；所述二次稀释后的反渗透浓
水含盐量1000mg/l；
88.步骤7：步骤5和步骤6中进入污水终端11的浓缩后变换凝液和浓缩后的尿素解析废液经过污水终端11处理后的终端出水通过终端出水提升泵12进入中水回用装置13；所述经过污水终端11处理后的终端出水的cod≤40mg/l，氨氮≤2mg/l，ph值6-9；所述中水回用装置13的回收率75％，脱盐率99％；
89.步骤8：脱盐水站水箱20内的二次稀释后的反渗透浓水和净水站21的产水混合后通过反渗透高压泵23进入反渗透装置24中进行脱盐处理。
90.随机选择实施例3来处理变换凝液、尿素解析废液、反渗透浓水；与传统工艺处理变换冷凝液、尿素解析废液、反渗透浓水相比具有较大的成本优势；处理尿素解析废液以使用离子交换床或去污水处理系统成本为每吨2-10元，变换凝液通过氨汽提的工艺处理每吨处理成本为50-100元，反渗透浓水通过中水回用装置后去浓水达标排放系统或浓水零排放系统的吨处理成本为4-50元，而三种废水的处理综合成本为每吨56-160元；而使用本发明处理上述三种废水的综合处理成本为每吨25-75元。
91.在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“连接”、“相连”等等应做广义理解，例如，可以是固定连接，一体地连接，也可以是可拆卸连接；也可以是两个元件内部的连通；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，对于本领域的普通技术人员而言，可以根据具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。上文的示例仅仅是针对本发明的可行性实施方式的具体说明，它们并非用以限制本发明的保护范围，凡未脱离本发明技艺精神所作的等效实施方式、变更和改造均应包含在本发明的保护范围之内。