一种以碳酸氢铵为汲取液的正渗透零排放系统及其运行工艺的制作方法

1.本发明属于污水处理技术领域，具体涉及一种以碳酸氢铵为汲取液的正渗透零排放系统及其运行工艺。


背景技术：

2.高盐废水指总含盐质量分数至少1％的废水，采用生物法进行处理，高浓度的盐类物质对微生物具有抑制作用，采用物化法处理，投资大，运行费用高，且难以达到预期的净化效果。高含盐废水所含盐类物质多为cl-、so
42-、na

、ca
2
等盐类物质。虽然这些离子都是微生物生长所必需的营养元素，在微生物的生长过程中起着促进酶反应，维持膜平衡和调节渗透压的重要作用。但是若这些离子浓度过高，会对微生物产生抑制和毒害作用，主要表现：盐浓度高、渗透压高、微生物细胞脱水引起细胞原生质分离；盐析作用使脱氢酶活性降低；氯离子高对细菌有毒害作用；盐浓度高，废水的密度增加，活性污泥易上浮流失，从而严重影响生物处理系统的净化效果。
3.氨氮废水主要来源于化肥、焦化、石化、制药、食品、垃圾填埋场等，大量氨氮废水排入水体不仅引起水体富营养化、造成水体黑臭，给水处理的难度和成本加大，甚至对人群及生物产生毒害作用，针对氨氮废水的处理工艺有生物法、物化法的各种处理工艺等。其中常用的生物法、氧化分解法、沉淀法只对低浓度的氨氮废水有效。
4.高浓度难降解有机废水是指有机物浓度(以cod计)较高，一般均在2000mg/l以上，有的甚至高达每升几万至十几万毫克；所谓“难降解”是指这类废水的可生化性较低(bod5/cod值一般均在0.3以下甚至更低)，难以生物降解。所以，业内普遍将cod浓度大于2000mg/l，bod5/cod值低于0.3的有机废水统一称为高浓度难降解有机废水。
5.目前针对高氨氮、高盐分、含有难降解有机物的污水的最终处理综合应用膜分离，蒸发结晶和干燥等物理、化学、生化过程，将废水当中的固体杂质浓缩至很高浓度，大部分水已循环回用，剩下少量伴随固体废料的水，可以根据每个企业具体情况选择以下出路中一种，而不排出系统(工艺的决策至少应当考虑以下三大方面的因素：环保要求—经济成本(企业竞争力)—生产安全)。
6.高氨氮、高盐分、含有难降解有机物的污水如果直接排放到环境中会造成严重的二次污染，因此近年来出现许多对此种废水处理工艺的相关研究。为了使水质可达标排放或者尽可能减少排放体积，通常会采用高级氧化(aops)、膜分离、热处理等工艺来对高氨氮、高盐分、含有难降解有机物物的污水进行处理或者部分回用，常见的处理工艺如下表1所示。
7.表1常见的高含盐高氨氮难降解污水处理技术及其优缺点
[0008][0009]
采用高级氧化法处理高含盐难降解有机废水的常用工艺有臭氧氧化、fenton氧化、光催化、电化学氧化等。
[0010]
高级氧化主要是用来去除污水中的有机物。常见的热处理工艺有蒸发塘、多级闪蒸(msf)、多效蒸馏(med)以及机械压缩再蒸发(mvr)。热处理工艺作为一种较为成熟的工艺，已经被广泛应用于水处理行业中。其中，蒸发塘作为一种传统的热处理工艺，依靠阳光和风力蒸发废水的水分，成本低廉，适用于干燥的地区。但因其占地面积较大，且蒸发的过程中产生的污染物易对周边空气造成污染，所以在城镇地区使用受限。而med和mvr可以有效减少浓水体积，得到的结晶可以回用或者直接填埋。尽管热处理工艺能有效的实现固液分离，但其具有较高的投资成本及运营成本，且能耗较高，若通过热处理法每天产出1000m3新鲜水，则一年需要消耗大约10000吨化石燃料。除此之外，浓水中所含的硅盐、钙盐等易在热交换器表面结垢，影响传热效率。
[0011]
常见的膜分离法有膜蒸馏、电渗析、反渗透、正渗透等，目前膜蒸馏在反渗透浓水处理方面研究较多。相比于传统的蒸馏方式，膜蒸馏的运行温度更低，通常在60℃至80℃之间，并且产水水质高。
[0012]
采用直接接触膜蒸馏法处理高含盐难降解有机废水，可以得到85％的回收率，产生的caco3污染不会造成显著的通量下降，如果投加活性炭作为前处理工艺，则膜蒸馏得到的产水质量更高。若将膜蒸馏与结晶器组合为膜蒸馏结晶(mdc)，还可以从反渗透浓水中有效回收有价值的盐类。但是，由于膜蒸馏对操作条件较为严格，且水通量较小，目前还难以大规模投入应用。
[0013]
高含盐难降解有机废水也可通过二级反渗透，或者采用具有更高回收率的高压反渗透(hpro)对其进行进一步浓缩，产水回收率高，但运行成本较大。电渗析可以有效地对废水进行脱盐处理，但对于废水中的有机物则没有较好的去除效果，且电渗析对进水要求较高，耗电量大，因此不适用于处理高盐、高有机物的印染废水反渗透浓水。正渗透由于能耗较低且抗污染性能好，在废水处理领域也逐渐受到关注。有文献表明，由于液压的限制，反
渗透(ro)只能将浓水的盐含量浓缩至大约70000mg/l，与其相比，无压力驱动膜(non-pressure membrane)具有更高的盐浓缩限制，如电渗析(ed)可浓缩至86000mg/l左右，反向电渗析(edr)可达到100000～200000mg/l，正渗透(fo)则可以达到220000mg/l。正渗透除了具有更高的浓缩限制，且相比于压力驱动的反渗透、纳滤等过程，通过渗透压差来驱动的正渗透更不容易受到污染且污染相对可逆。
[0014]
目前的固废的出路如下：(1)蒸发/结晶，这是针对盐分；(2)蒸发/干燥，非离子的溶质；(3)太阳蒸发池自然蒸发；(4)用于生产副产品，进入固体产品；(5)喷入焚烧炉作为垃圾处理；(6)被固体废料(例如飞灰)吸收，作为固体废料处理。
[0015]
针对高氨氮、高盐分、含有难降解有机物物的污水的膜处理，一般浓水侧压力达到90～120bar，才能满足75％左右的产水率。高压导致膜分离工艺的电耗很高，膜污染严重。因此常常会采用抗污染能力较强的dtro处理系统，但是dtro处理系统投资比较高，投资成本在1～1.5万元/m3，根据水质不同运行费用在80～150元/m3之间。膜分离的优势在于现场运行环境整洁自动化程度高，且相较于蒸发还是具有一定的经济优势。
[0016]
蒸发反应器的投资费用为3～5万元/m3，是膜处理投资的两倍以上，蒸发还需要沼气或者蒸汽作为热源，处理每吨浓水所需沼气耗量为90～110m3/m3水，电耗量为10～20kwh/m3水左右。蒸发可以大大降低浓缩液的水量，可以最终做到固化结晶，真正实现近零排放。但是目前来说在环保达标的情况下，很少企业选择蒸发技术正是经济成本原因是限制了该技术的应用。
[0017]
正渗透(fo)是一种自然现象，但同样也是近年来发展起来的一种浓度驱动的新型膜分离技术，正渗透技术是依靠选择性渗透膜两侧的渗透压差为驱动力自发实现水传递的膜分离过程。膜两侧的溶液分别为具有较低渗透压的原料液(fs)和具有较高渗透压的汲取液(ds)，选择透过性膜允许水通过而截留溶质分子或离子，水分子从fs一侧透过选择透过性膜到达ds一侧，从而使fs被浓缩，ds被稀释。
[0018]
由于fo工艺特性，因此大部分应用中fo工艺不是作为最终处理过程，而是用于最终脱盐过程前的高级预处理过程。稀释后的汲取剂的分离回收、再生循环是fo技术面临的首要任务，特别是需要获得高质量产水时，汲取剂的分离回收工艺选择尤为重要。目前来说具有高渗透压汲取剂(如碳酸氢铵、氯化钠、硫酸钠、氯化镁)的选择及回收方法，该方法手段的经济性，有效性，操作的简易程度是fo技术研究与应用的关键核心问题之一，是实现fo技术大规模商业应用的关键。
[0019]
正渗透技术是一种新型的膜处理技术，具有高截留率、污染清洗易、系统清洗周期2-3个月(较uf\nf\ro清洗周期长)、水回收率可达60％～90％。国内已先后对电厂脱硫废水、垃圾焚烧厂垃圾渗滤液、煤化工、海水淡化等进行中试或实际应用，在浓盐水提锂、磷回收、旅游景区废水、废催化剂贵金属回收废水、印染废水、制药废水、污泥脱水、微藻浓缩、果汁浓缩、药液提纯等领域进行小试处理。除了具有较高的盐截留效率，相比于超滤、纳滤、反渗透等膜分离工艺，正渗透还具有能耗低、膜污染程度小等优点。
[0020]
但是目前正渗透技术没有大规模应用，主要受制于以下几个方面：(1)膜的商业化种类较少、膜的强度有待提高，膜产品价格昂贵；(2)汲取液选择，汲取液需要综合考虑各方面因素，理想汲取剂应具备较高的渗透压、环境无害性、与膜兼容性及回收再生容易等特点；(3)膜的浓差极化问题。
[0021]
cn103819040a公开了一种正渗透法工业污水处理设备与工艺流程，cn108046505a公开了一种垃圾渗滤液深度处理方法，两个专利都采用了正渗透技术处理工业废水，但上述两个专利具有如下缺陷：(1)没有对废水中的氨氮进行资源化利用，没有变废为宝；(2)没有实现污染物的零排放；(3)采用了高能耗的加热分解的方案进行汲取液的循环再生，而且流程复杂，操作繁琐。


技术实现要素：

[0022]
针对现有技术的不足，本发明提供一种以碳酸氢铵为汲取液的正渗透零排放系统及其运行工艺，是以正渗透技术为核心的新型的高氨氮、高盐污水的零排放工艺。该工艺能有效将污水中的盐分进行浓缩固化实现零排放；并利用汲取液的浓缩过程将污水中的氨氮形成碳酸氢铵进行资源化利用，蒸氨产生的氨气成为高渗透压汲取液碳酸氢铵汲取液的合成原料，并实现了汲取液的分离、浓缩和循环再生过程。在饱和汲取液合成工艺中可以形成碳酸氢铵结晶，作为农用复合肥，做到了污染物的去除和资源化利用的同时，形成经济商品，创造经济价值。
[0023]
本发明是通过以下技术方案实现的：
[0024]
一种以碳酸氢铵为汲取液的正渗透零排放系统，包括预处理系统、正渗透系统、汲取液浓缩系统、汲取液制备系统、蒸氨系统、蒸发系统和管道；其中，所述预处理系统通过管道连接至正渗透系统，所述正渗透系统通过两条管道分别连接至汲取液浓缩系统和蒸氨系统，所述汲取液浓缩系统通过管道连接至汲取液制备系统，所述汲取液制备系统通过管道回连至正渗透系统，所述蒸氨系统通过两条管道分别连接至汲取液制备系统和蒸发系统，所述蒸发系统通过管道回连至正渗透系统；
[0025]
所述预处理系统设有预处理系统进口和预处理系统出口，所述预处理系统进口用于加入污水，所述预处理系统出口通过管道连接至正渗透系统；
[0026]
所述正渗透系统设有正渗透系统第一进口、正渗透系统第二进口、正渗透系统第三进口、正渗透系统第一出口、正渗透系统第二出口和选择透过膜；所述选择透过膜设置于所述正渗透系统的中间，其两侧分别为原料液侧和汲取液侧；所述原料液侧设有正渗透系统第一进口、正渗透系统第一出口和正渗透系统第三进口；所述汲取液侧设有正渗透系统第二进口和正渗透系统第二出口；所述预处理系统出口通过管道连接至所述正渗透系统第一进口，所述正渗透系统第一出口通过管道连接至所述蒸氨系统，所述正渗透系统第二出口通过管道连接至所述汲取液浓缩系统；
[0027]
所述汲取液浓缩系统设有汲取液浓缩系统进口、汲取液浓缩系统第一出口和汲取液浓缩系统第二出口；所述正渗透系统第二出口通过管道连接至所述汲取液浓缩系统进口，所述汲取液浓缩系统第一出口通过管道连接至所述汲取液制备系统，所述汲取液浓缩系统第二出口用于排放清水；
[0028]
所述汲取液制备系统设有汲取液制备系统第一进口、汲取液制备系统第二进口、汲取液制备系统第三进口、汲取液制备系统第一出口和汲取液制备系统第二出口；所述汲取液浓缩系统第一出口通过管道连接至所述汲取液制备系统第一进口，所述汲取液制备系统第三进口用于加入co2，所述汲取液制备系统第一出口通过管道连接至所述正渗透系统第二进口，所述汲取液制备系统第二出口用于排放汲取液结晶；
[0029]
所述蒸氨系统设有蒸氨系统进口、蒸氨系统第一出口和蒸氨系统第二出口；所述正渗透系统第一出口通过管道连接至所述蒸氨系统进口，所述蒸氨系统第一出口通过管道连接至所述汲取液制备系统第二进口，所述蒸氨系统第二出口通过管道连接至所述蒸发系统；
[0030]
所述蒸发系统设有蒸发系统进口、蒸发系统第一出口和蒸发系统第二出口；所述蒸氨系统第二出口通过管道连接至所述蒸发系统进口，所述蒸发系统第一出口用于排放污水处理后的固化结晶，所述蒸发系统第二出口通过管道连接至所述正渗透系统第三进口。
[0031]
一种以碳酸氢铵为汲取液的正渗透零排放系统的运行工艺，包括以下步骤：
[0032]
步骤1)高氨氮、高盐、难降解有机污水原水由预处理系统进口进入预处理系统，经过预处理，去除悬浮物和部分有机物，并由预处理系统出口排出进入正渗透系统；进入正渗透系统的原水中悬浮物含量需小于100mg/l；
[0033]
步骤2)原水由正渗透系统第一进口进入正渗透系统，进行正渗透过程，正渗透系统中选择透过膜的两侧分别为原水原料液和碳酸氢铵饱和汲取液；原料液中的水分子在渗透压作用下穿过选择透过膜，进入汲取液区域，原水一侧溶质不断累积浓缩；碳酸氢铵饱和汲取液浓度从30％降低到10％时，排出稀释后的汲取液，稀释后的汲取液由正渗透系统第二出口排出进入汲取液浓缩系统；原水原料液被浓缩为3～5倍后，排出浓缩后的原水原料液，浓缩后的原水原料液由正渗透系统第一出口排出进入蒸氨系统；
[0034]
步骤3)稀释后的汲取液由汲取液浓缩系统进口进入汲取液浓缩系统，在汲取液浓缩系统中进行碳酸氢铵浓缩，并同时产生清水和浓水，清水由汲取液浓缩系统第二出口直接排放，浓水即碳酸氢铵的浓缩液由汲取液浓缩系统第一出口排出进入汲取液制备系统；
[0035]
步骤4)经步骤2)得到的浓缩后的原水原料液由蒸氨系统进口进入蒸氨系统，将浓缩后的原水原料液温度加热到80～110℃作为蒸发的预热和一次蒸发环节，同时蒸发出氨水，氨水由蒸氨系统第一出口排出进入汲取液制备系统进行资源化利用过程，蒸氨后的废水由蒸氨系统第二出口排出进入蒸发系统；
[0036]
步骤5)在汲取液制备系统中进行饱和汲取液制备环节，饱和汲取液制备的主要原料有三个来源：一是步骤3)中稀释后的汲取液经处理后得到的碳酸氢铵浓缩液，由汲取液制备系统第一进口进入汲取液制备系统，二是步骤4)中浓缩后的原水原料液进入蒸氨系统蒸发产生的氨水，由汲取液制备系统第二进口进入汲取液制备系统，三是由汲取液制备系统第三进口输入的液体二氧化碳；反应方程式为nh3 h2o co2＝nh4hco3，碳酸氢铵浓缩液进入饱和汲取液单元，作为溶液基质，与蒸氨产生的氨水混合，混合均匀的同时通入二氧化碳，最终形成30％浓度的碳酸氢铵饱和溶液；碳酸氢铵饱和溶液从汲取液制备系统第一出口排出，通过泵送由正渗透系统第二进口进入正渗透系统的汲取液一侧，用以更换补充原有碳酸氢铵汲取液的浓度；多余的碳酸氢铵饱和溶液在降温后结晶析出，形成碳酸氢铵结晶，由汲取液制备系统第二出口排出，可以作为农业上的复合肥料进行销售，或提纯成为化工产品销售；
[0037]
步骤6)经步骤4)得到的蒸氨后的废水由蒸发系统进口进入蒸发系统，进行二次蒸发，将高盐分的废水进行高倍浓缩，母液进行固化结晶，由蒸发系统第一出口排出，外运填埋；蒸发后的冷凝液由蒸发系统第二出口排出，通过正渗透系统第三进口进入正渗透系统继续进行处理。
[0038]
优选地，步骤1)所述预处理可采用化学软化、砂滤、袋式过滤器或保安过滤器的方式进行污水的去除悬浮物处理。
[0039]
优选地，步骤2)所述选择透过膜采用三醋酸纤维膜和水通道蛋白膜。
[0040]
优选地，步骤3)所述汲取液浓缩系统采用反渗透工艺或电渗析工艺。
[0041]
优选地，步骤4)所述蒸氨系统可采用蒸发脱氨、脱氨膜或气提脱氨的方式进行氨氮分离。
[0042]
本发明的有益效果如下：
[0043]
(1)本发明将高氨氮、难降解、高盐污水通过正渗透技术、蒸氨技术、蒸发技术联用，实现了污染物一侧的全量处理处置；正渗透产水侧通过碳酸氢铵汲取液的浓缩循环再生进行达标产水。工艺链将脱氨工艺产生的氨水与二氧化碳通过过饱和汲取液制备系统有机结合，实现了氨氮的资源化利用，产生具有经济价值的碳酸氢铵产品。
[0044]
(2)本发明通过正渗透技术、蒸氨技术、蒸发技术的全流程处理，为高氨氮、难降解、高含盐污水如老龄填埋场渗滤液、膜处理浓缩液等高难度污水全量处理处置和零排放提供了新途径。
[0045]
(3)污水先进行正渗透(fo)的处理，正渗透浓缩液再先后进入蒸氨蒸发系统，fo系统减少了高能耗污水处理单元(即蒸氨、蒸发两个单元)处理水量，降低了每吨水的投资费用，蒸氨蒸发处理环节的串联使用，提高了热能的利用效率，节约了每吨水的运行费用，利用脱氨工艺如蒸氨可以去除90％的氨氮，降低40％的碱度和30％的硬度，减轻了后续的蒸发单元蒸发器的结垢倾向。正渗透处理后，正渗透浓水进入脱氨和蒸发系统，因此蒸氨和蒸发的处理量较小，投资成本低，其次脱氨过程进行氨氮的脱除，降低了污水的硬度和碱度，因此前置的蒸氨工艺一定程度降低了蒸发的处理难度和结垢倾向，降低了蒸发的运行难度。
[0046]
(4)采用蒸氨、蒸发的两塔蒸发，通过蒸氨蒸发两个加热单元的串联使用，蒸发的进水无需进行预热，可以直接利用蒸氨后的污水进入蒸发器处理，实现了蒸汽和热能的高效利用，提高了工艺的热量使用效率，减少了运行成本。
[0047]
(5)蒸氨系统将氨氮蒸发后形成10％～15％浓度氨水，作为了汲取液碳酸氢铵的原料之一，降低了汲取液的使用和更换成本，更进一步降低fo系统运行费用低；氨氮的资源化利用，减少了氨氮对环境的污染和破坏，变废为宝，既可以进行汲取液的补充和更换，又可以形成碳酸氢铵结晶。降低了工艺的运行费用，同时产生了经济产物。
[0048]
(6)碳酸氢铵过饱和汲取液制备过程需持续消耗二氧化碳和氨水形成碳酸氢铵结晶，是典型的固碳和减碳过程，本工艺在实现了氨氮资源化的同时实现了二氧化碳的资源化利用，做到了节能减排甚至消耗排放的二氧化碳的作用，可以为企业赢得更多的碳排放量，掌握碳排放交易的主动权。碳酸氢铵结晶是一种常见化肥，也可用作化学试剂等是一种常见的化工产品，具有一定的经济价值。
[0049]
(7)饱和汲取液制取单元的设立，降低了汲取液ro浓缩环节的运行压力和浓缩倍数要求，如若没有饱和汲取液制取单元，为了整个fo能够持续保持渗透压差持续进行，则汲取液浓缩单元即需要浓缩至碳酸氢铵接近饱和的状态，这样对于ro的运行压力是极大的，也会降低ro清水产生一侧的清水的品质。因此饱和汲取液单元的创新提出，降低了汲取液ro处理环节的运行费用和浓缩倍数要求，为fo单元的汲取液提供了原料，同时降低了fo和
ro的两个单元的运行费用，而且可以形成碳酸氢铵的结晶产品，又可以为汲取液提供原料，其创新性和经济性不言而喻。
附图说明
[0050]
图1为以碳酸氢铵为汲取液的正渗透零排放系统的结构示意图；
[0051]
图中：1、预处理系统；1-1、预处理系统进口；1-2、预处理系统出口；2、正渗透系统；2-1、正渗透系统第一进口；2-2、正渗透系统第二进口；2-3、正渗透系统第三进口；2-4、正渗透系统第一出口；2-5、正渗透系统第二出口；2-6、选择透过膜；2-6-1、原料液侧；2-6-2、汲取液侧；3、汲取液浓缩系统；3-1、汲取液浓缩系统进口；3-2、汲取液浓缩系统第一出口；3-3、汲取液浓缩系统第二出口；4、汲取液制备系统；4-1、汲取液制备系统第一进口；4-2、汲取液制备系统第二进口；4-3、汲取液制备系统第三进口；4-4、汲取液制备系统第一出口；4-5、汲取液制备系统第二出口；5、蒸氨系统；5-1、蒸氨系统进口；5-2、蒸氨系统第一出口；5-3、蒸氨系统第二出口；6、蒸发系统；6-1、蒸发系统进口；6-2、蒸发系统第一出口；6-3、蒸发系统第二出口。
具体实施方式
[0052]
下面结合附图与具体实施例对本发明做进一步详细说明。
[0053]
实施例1
[0054]
一种以碳酸氢铵作为汲取液的正渗透零排放系统，如图1所示，包括预处理系统1、正渗透系统2、汲取液浓缩系统3、汲取液制备系统4、蒸氨系统5、蒸发系统6和管道；其中，所述预处理系统1通过管道连接至正渗透系统2，所述正渗透系统2通过两条管道分别连接至汲取液浓缩系统3和蒸氨系统5，所述汲取液浓缩系统3通过管道连接至汲取液制备系统4，所述汲取液制备系统4通过管道回连至正渗透系统2，所述蒸氨系统5通过两条管道分别连接至汲取液制备系统4和蒸发系统6，所述蒸发系统6通过管道回连至正渗透系统2。
[0055]
所述预处理系统1设有预处理系统进口1-1和预处理系统出口1-2，所述预处理系统进口1-1用于加入污水，所述预处理系统出口1-2通过管道连接至正渗透系统2。
[0056]
所述正渗透系统2设有正渗透系统第一进口2-1、正渗透系统第二进口2-2、正渗透系统第三进口2-3、正渗透系统第一出口2-4、正渗透系统第二出口2-5和选择透过膜2-6；所述选择透过膜2-6设置于所述正渗透系统2的中间，其两侧分别为原料液侧2-6-1和汲取液侧2-6-2；所述原料液侧2-6-1设有正渗透系统第一进口2-1、正渗透系统第一出口2-4和正渗透系统第三进口2-3；所述汲取液侧2-6-2设有正渗透系统第二进口2-2和正渗透系统第二出口2-5；所述预处理系统出口1-2通过管道连接至所述正渗透系统第一进口2-1，所述正渗透系统第一出口2-4通过管道连接至所述蒸氨系统5，所述正渗透系统第二出口2-5通过管道连接至所述汲取液浓缩系统3。
[0057]
所述汲取液浓缩系统3设有汲取液浓缩系统进口3-1、汲取液浓缩系统第一出口3-2和汲取液浓缩系统第二出口3-3；所述正渗透系统第二出口2-5通过管道连接至所述汲取液浓缩系统进口3-1，所述汲取液浓缩系统第一出口3-2通过管道连接至所述汲取液制备系统4，所述汲取液浓缩系统第二出口3-3用于排放清水；
[0058]
所述汲取液制备系统4设有汲取液制备系统第一进口4-1、汲取液制备系统第二进
口4-2、汲取液制备系统第三进口4-3、汲取液制备系统第一出口4-4和汲取液制备系统第二出口4-5；所述汲取液浓缩系统第一出口3-3通过管道连接至所述汲取液制备系统第一进口4-1，所述汲取液制备系统第三进口4-3用于加入co2，所述汲取液制备系统第一出口4-4通过管道连接至所述正渗透系统第二进口2-2，所述汲取液制备系统第二出口4-5用于排放汲取液结晶。
[0059]
所述蒸氨系统5设有蒸氨系统进口5-1、蒸氨系统第一出口5-2和蒸氨系统第二出口5-3；所述正渗透系统第一出口2-3通过管道连接至所述蒸氨系统进口5-1，所述蒸氨系统第一出口5-2通过管道连接至所述汲取液制备系统第二进口4-2，所述蒸氨系统第二出口5-3通过管道连接至所述蒸发系统6。
[0060]
所述蒸发系统6设有蒸发系统进口6-1、蒸发系统第一出口6-2和蒸发系统第二出口6-3；所述蒸氨系统第二出口5-3通过管道连接至所述蒸发系统进口6-1，所述蒸发系统第一出口6-2用于排放污水处理后的固化结晶，所述蒸发系统第二出口6-3通过管道连接至所述正渗透系统第三进口2-3。
[0061]
一种以碳酸氢铵作为汲取液的正渗透零排放系统的运行工艺，具体步骤如下：
[0062]
(1)高氨氮、高盐、难降解有机污水原水由预处理系统进口1-1进入预处理系统1，经过预处理，去除悬浮物，并由预处理系统出口1-2排出进入正渗透系统2。
[0063]
所述预处理可采用如化学软化、砂滤、袋式过滤器或保安过滤器等易于结构倾向的物质去除悬浮物(ss)，保证进入正渗透(fo)系统的水中ss小于100mg/l。
[0064]
(2)原水由正渗透系统第一进口2-1进入正渗透系统2，进行正渗透过程，正渗透系统2中选择透过膜2-6的两侧分别为原水原料液和碳酸氢铵饱和汲取液；原料液中的水分子在渗透压作用下穿过选择透过膜2-6，进入汲取液区域，原水一侧溶质不断累积浓缩；碳酸氢铵饱和汲取液浓度从30％降低到10％时，排出稀释后的汲取液，稀释后的汲取液由正渗透系统第二出口2-5排出进入汲取液浓缩系统3；原水原料液被浓缩为3～5倍后，排出浓缩后的原水原料液，浓缩后的原水原料液由正渗透系统第一出口2-4排出进入蒸氨系统5。
[0065]
本实施例中选择透过膜2-6采用三醋酸纤维膜和水通道蛋白膜。
[0066]
(3)稀释后的汲取液由汲取液浓缩系统进口3-1进入汲取液浓缩系统3，在汲取液浓缩系统3中进行碳酸氢铵浓缩，并同时产生清水和浓水，清水由汲取液浓缩系统第二出口3-3直接排放，浓水即碳酸氢铵的浓缩液由汲取液浓缩系统第一出口3-2排出进入汲取液制备系统4。如果碳酸氢铵稀释的汲取液全部用来制作汲取液饱和溶液，氨氮的浓度形成的氨水产量不足以制备饱和碳酸氢铵汲取液，因此需要进行清水的产出。
[0067]
汲取液浓缩系统可以采用反渗透(ro)、碟管反渗透或高压反渗透等，也可以用电渗析工艺，只要是可以将碳酸氢铵浓缩，并同时产生清水的办法即可。
[0068]
(4)浓缩后的原水原料液由蒸氨系统进口5-1进入蒸氨系统5，将浓缩后的原水原料液温度加热到80～110℃作为蒸发的预热和一次蒸发环节，同时蒸发出氨水，氨水由蒸氨系统第一出口5-2排出进入汲取液制备系统4进行资源化利用过程，蒸氨后的废水由蒸氨系统第二出口5-3排出进入蒸发系统6。
[0069]
在蒸氨塔中，通过热源(如过热蒸汽、电厂的200～300℃的二次风)，在碱性条件下使得氨氮污水气液界面液相氨气的平衡蒸汽压大于气体中氨气的分压，使得氨气逐渐从污水中释放出来，在塔底得到没有氨氮的水。
[0070]
蒸氨反应，可以利用脱氨膜、气提脱氨等方式实现氨氮的分离。可以考虑这个环节合并称为：脱氨环节。但是脱氨膜、气提脱氨这两种方式没有蒸氨—蒸发联用经济。
[0071]
(5)在汲取液制备系统4中进行饱和汲取液制备环节，饱和汲取液制备的主要原料有三个来源：一是步骤(3)中稀释后的汲取液经处理后得到的碳酸氢铵浓缩液，由汲取液制备系统第一进口4-1进入汲取液制备系统4，二是步骤(4)中浓缩后的原水原料液进入蒸氨系统5蒸发产生的氨水，由汲取液制备系统第二进口4-2进入汲取液制备系统4，三是由汲取液制备系统第三进口4-3输入的液体二氧化碳；反应方程式为nh3 h2o co2＝nh4hco3，碳酸氢铵浓缩液进入饱和汲取液单元，作为溶液基质，与蒸氨产生的氨水混合，混合均匀的同时通入二氧化碳，最终形成碳酸氢铵饱和溶液(30％浓度)；碳酸氢铵饱和溶液从汲取液制备系统第一出口4-4排出，通过泵送由正渗透系统第二进口2-2进入正渗透系统2的汲取液侧2-6-2，用以更换补充原有碳酸氢铵汲取液的浓度；多余的碳酸氢铵饱和溶液在降温后结晶析出，形成碳酸氢铵结晶，由汲取液制备系统第二出口4-5排出，碳酸氢铵结晶通过离心机分离得到碳酸氢铵产品，可以作为农业上的复合肥料进行销售，或提纯成为化工产品销售。
[0072]
(6)蒸氨后的废水由蒸发系统进口6-1进入蒸发系统6，进行二次蒸发，将高盐分的废水进行高倍浓缩，母液进行固化结晶，由蒸发系统第一出口6-2排出，外运填埋；蒸发后的冷凝液由蒸发系统第二出口6-3排出，通过正渗透系统第三进口2-3进入正渗透系统2继续进行处理。
[0073]
虽然通过参照本发明的某些优选实施方式，已经对本发明进行了图示和描述，但本领域的技术人员应该明白，以上内容是结合具体的实施方式对本发明所作的进一步详细说明，不能认定本发明的具体实施只局限于这些说明。本领域技术人员可以在形式上和细节上对其作各种改变，包括做出若干简单推演或替换，而不偏离本发明的精神和范围。