一种煤化工浓盐废水的再生回用处理方法及其实施系统与流程

本发明属于环保技术领域，涉及一种浓盐水再生回用处理技术，尤其是一种煤化工废水经深度处理回用后产生的浓盐水的再生回用处理方法及其实施系统。

背景技术：

煤化工是指以煤炭为原料，经化学加工使煤炭转化为气体、液体和固体燃料或化学品的过程。主要包括煤的气化、液化、干馏和焦油加工等。

我国煤炭资源主要集中分布在黄河中下游的陕蒙宁交界处、新疆、山西、甘肃等地，而这些地方生态环境脆弱、水资源严重不足，仅占全国水资源的21％左右。煤化工产业耗水量巨大，“大型煤化工项目”每吨产品耗水在10t以上，煤化工产业的快速发展已经造成区域水资源供需的失衡。国家能源局于2014年7月发布的《关于规范煤制油、煤制天然气产业科学有序发展的通知》中明确指出：“严禁挤占生活用水、农业用水，以及利用地下水发展煤制油(气)。对取水量已达到或超过控制指标、主要污染物排放总量超标地区，暂停审批新建煤制油(气)示范项目。”此外，国家环保要求煤化工废水“零排放”，即将企业中产生的所有的工艺有机废水和含盐废水进行处理并重复使用。因此，工业经济与水资源及环境的发展出现了极不协调的状况，实现煤化工废水“零排放”的技术方案需求迫在眉睫。

煤化工废水通常是水量大、水质复杂，含有大量有机污染物、酚类、联苯、吡啶吲哚、硫和氨等，一般采用物化预处理(回收氨、酚等)+生化处理+回用水处理+回用水废水预处理、膜浓缩脱盐+膜浓缩浓水蒸发结晶填埋，回收率一般为60％～70％，产生30％～40％以上的浓盐水处理回用成为废水零排放的关键步骤，其含盐量高(TDS≥10000mg/L)、有机物浓度高(COD≥200mg/L)。常采用的反渗透法处理浓盐水时造成膜污堵严重、膜寿命短等现象，且回收率≤40％，最终总回收率约为80％，后续需采用蒸发结晶装置来处理剩余20％的高浓盐水，由于蒸发是相变过程且处理量大，导致能耗高，投资大、运行成本高。只有缩小末端蒸发结晶的水处理规模，才能降低能耗和处理费用。此外，浓盐水中含有大量氯化钠和硫酸钠盐(Na⁺浓度达到10000mg/L～40000mg/L；Cl^-浓度达到10000mg/L～20000mg/L；SO₄^2-浓度达到10000mg/L～20000mg/L)，具有较高的利用价值，如从浓盐水零排放产生的固废中可以提取氯化钠和硫酸钠盐，将非常有意义。因此，采用有效的工艺方法处理浓盐水，提高总回收率、回收可利用资源成为缩小末端蒸发结晶装置规模、投资和运行处理费用、实现资源化的关键因素。

综上所述，现有的煤化工项目耗水量大，随之产生的浓盐水总量也越来越大，处理规模一般为几百吨/小时，要真正实现废水零排放，需要进一步提高蒸发结晶前端的水回收率，减小末端蒸发结晶装置的规模进而降低投资和成本费用，实现资源化利用，从整体上满足企业的环保技术及经济可行性需求。

通过检索，尚未发现与本发明专利申请相关的专利公开文献。

技术实现要素：

本发明的目的在于克服现有技术的不足之处，提供一种高回收率、低能耗、投资及运行费用低的煤化工浓盐废水的再生回用处理方法及其实施系统，该方法实现了煤化工废水经深度处理回用后产生的浓盐水的再生回用。

为实现本发明的目的，采用的技术方案为：

一种煤化工浓盐废水的再生回用处理方法，步骤如下：

⑴煤化工产生的浓盐废水经过提升泵增压后，经过多介质过滤器，去除悬浮物，具体操作要求进水常温、进水压力为0.1～0.6MPa，再经过全自动钠离子交换器处理，使废水硬度低于0.03mmol/L，在全自动钠离子交换器的出水管道上添加3～6ppm阻垢剂，经过保安过滤器后，再通过纳滤增压泵增压后进入纳滤分盐装置，截留高价盐和小分子有机物，分离出浓水和产水，分别送入正渗透系统装置的第一浓缩装置和第二浓缩装置；

⑵浓水、产水分别作为第一浓缩装置、第二浓缩装置的原料液中的水分子通过正渗透膜自发进入汲取液，原料液为低渗透压、高水化学势，汲取液为高渗透压、低水化学势，正渗透膜的进水常压为0.1MPa，设计膜通量为22～30L/m²·h，汲取液为4～8mol/L碳酸氢铵溶液，控制回收率分别为90～93％、94～96％；被稀释的汲取液引入正渗透系统装置的汲取液再生装置，在60～65℃加热1～3h，碳酸氢铵分解被收集再生后再进入浓缩装置；

⑶汲取液再生装置产水进入膜蒸馏装置去除水残留中的氨和二氧化碳，产水的淡水回用于锅炉循环补水；

⑷第一浓缩装置产生的硫酸钠浓水除杂后送至冷冻结晶系统回收硫酸钠晶体盐；第二浓缩装置产生的氯化钠浓水除杂后部分作为全自动钠离子交换器的再生液，部分蒸发结晶回收氯化钠盐，即实现对煤化工浓盐废水的再生回用。

而且，所述的煤化工产生的浓盐废水来源于煤化工生产废水经生化处理脱盐后或清净下水脱盐后产生的浓盐水，浓盐水中COD为200～300mg/L，总溶解性固体TDS为10000～20000mg/L，总硬度：4～8mmol/L；

或者，所述步骤⑴中多介质过滤器的滤料采用石英砂和活性炭，过滤器材质为不锈钢 316L，布水方式为过滤上部水或过滤下部水；

或者，所述步骤⑴中全自动钠离子交换器采用强酸阳离子交换树脂，具体操作要求进水常温、进水压力为0.2～0.5MPa，顺流或逆流再生，再生液来自正渗透系统浓缩装置产生的高浓氯化钠溶液；

或者，所述步骤⑴中保安过滤器采用外压式过滤器，设计要求进水压力0.1～0.6MPa，过滤精度5μm；形式为竖式圆筒，筒体材质为316L不锈钢，滤芯材质为聚丙烯膜折叠。

而且，所述步骤⑴中多介质过滤器为杭州鑫凯水处理设备有限公司生产的Sc05系列，或者为长沙多灵环保科技有限公司生产的DMF型号过滤器。

而且，所述步骤⑴中保安过滤器是海宁市正兴特种过滤设备制造有限公司生产的筒式滤芯过滤器系列，或者为无锡伊洛特石化机械设备有限公司生产的滤芯过滤器系列。

而且，所述步骤⑴中纳滤分盐装置的进水压力为0.8～1.0Mpa，设计膜通量为15～25L/m²·h。

而且，所述纳滤分盐装置中的膜元件为美国GE生产，型号为GE复合纳滤膜DK4040F-GE，对二价和多价阴离子先截留，截留率为96％，COD截留率为80％～90％。

而且，所述步骤⑵中正渗透膜活性层朝向原料液，并在汲取液廊道贴紧膜的位置安置金属网垫片；通过错流或回流进行膜清洗。

而且，所述步骤⑶中膜蒸馏装置采用疏水性微孔膜，在60～90℃范围的温度下进行，操作压力为常压0.1MPa，利用锅炉预热或太阳能作为热源，汲取液产水中残留的氨和二氧化碳通过疏水性微孔膜被分离去除，产生的淡水回用于锅炉循环补水。

一种实施如上所述的煤化工浓盐废水的再生回用处理方法的系统，所述系统包括浓盐废水池、多介质过滤器、全自动钠离子交换器、阻垢剂添加装置、保安过滤器、纳滤分盐装置、正渗透系统装置、膜蒸馏装置、冷冻结晶装置和蒸发结晶装置，所述浓盐废水池通过提升泵与多介质过滤器的输入端相连接设置，该多介质过滤器的输出端通过增压泵与全自动钠离子交换器的输入端相连接设置，该全自动钠离子交换器的输出端通过增压泵与保安过滤器的输入端相连接设置，该全自动钠离子交换器的输出端也与阻垢剂添加装置相连接设置，该阻垢剂添加装置向全自动钠离子交换器的输出端添加阻垢剂，所述保安过滤器的输出端通过纳滤增压泵与纳滤分盐装置的输入端相连接设置，所述纳滤分盐装置的输出端包括浓水输出端和产水输出端；

所述正渗透系统装置包括第一浓缩装置、第二浓缩装置和汲取液再生装置，所述第一浓缩装置、第二浓缩装置均设置原料液部和汲取液部，所述原料液部和汲取液部之间通过竖直 设置的正渗透膜相连通设置；所述浓水输出端与第一浓缩装置的原料液部相连接设置，所述产水输出端与第二浓缩装置的原料液部相连接设置；所述第一浓缩装置、第二浓缩装置的汲取液部均分别与汲取液再生装置的输入端相连接设置，该汲取液再生装置的产水出口与膜蒸馏装置相连接设置，该汲取液再生装置的汲取液出口分别与第一浓缩装置、第二浓缩装置的汲取液部相连接设置；

所述第一浓缩装置的原料液部的固体底部出口通过除杂装置与冷冻结晶装置相连接设置，所述第二浓缩装置的原料液部的固体底部出口通过除杂装置与蒸发结晶装置相连接设置，该第二浓缩装置的原料液部的液体中部出口通过除杂装置与全自动钠离子交换器相连接设置。

本发明取得的优点和积极效果是：

1、本发明方法利用多介质(如石英和活性炭)过滤器去除残留的悬浮物(保护后续钠离子交换器)后，利用全自动钠离子交换器去除水的硬度，再通过纳滤分盐装置分离多价盐(主要为硫酸钠)和单价盐(主要为氯化钠)并截留80％～90％的COD，改善处理后续装置的运行工况的同时满足固体废物的回收需求，该方法具有流程简便、操作条件温和、回收率高、能耗低、运行成本低的优点，为企业实施零排放的需求提供了很好的途径。

2、本发明方法采用无需外加压力的高回收率(达到75％)、低能耗、操作条件温和的正渗透技术处理浓盐水，与常规的反渗透浓水处理技术相比，回收率由40％上升到94％～96％，且正渗透技术比反渗透能耗节省70％以上，系统总回收率高于96％。因而，系统产生的高浓盐水量极少，大大减少了后续的蒸发结晶装置规模和运行成本。

3、本发明方法采用的正渗透膜活性层朝向原料液以及在汲取液廊道贴紧膜的位置安置金属网垫片，提升流体的传质效益和减轻膜组件的污染，保证正渗透系统的稳定运行。

4、本发明方法采用的正渗透系统产生的氯化钠浓水除杂后部分作为全自动钠离子交换器中交换树脂的再生液进行回用，部分蒸发结晶回收氯化钠，实现资源的回收利用和系统的节约运行成本。

5、本发明系统分别采用两种正渗透装置处理纳滤分离的氯化钠溶液和硫酸钠溶液，利于氯化钠和硫酸钠的分类回收利用；正渗透产生淡水的同时，汲取液获得再生回用；产生的淡水经膜蒸馏去除氨和二氧化碳后回用于锅炉循环水，保证出水水质的要求。

6、本发明系统结构连接简单，使用方便，运行条件温和，运行成本低，回收率高。

附图说明

图1为本发明的工艺流程示意图；

图2为本发明系统的结构连接示意图。

具体实施方式

下面以实施方式为例对本发明作进一步详述，以下实施例只是描述性的，不是限定性的，不能以此限定本发明的保护范围。

本发明中所使用的原料，如无特殊说明，均为常规的市售产品；本发明中所使用的方法，如无特殊说明，均为本领域的常规方法。

本发明所使用的纳滤技术是一种压力驱动膜分离技术，介于超滤和反渗透之间。纳滤分盐装置的纳滤膜是一种允许溶剂分子或某些相对低分子质量溶质或低价离子透过的功能性的半透膜，在渗透过程中对1nm以上颗粒直径的分子截留率＞95％，纳滤膜的截留相对分子质量范围为200～1000，能使超过90％的NaCl渗透，截留多价阴离子＞95％，截留COD为87％～94％。纳滤膜过滤所需的外加压力比反渗透低得多，节能效果明显。具有分盐和截留高价离子和有机物的作用。

本发明中的正渗透(FO)是以选择性分离膜两侧原料液(Feed Solution，FS)和汲取液(Draw Solution，DS)的渗透压差为驱动力，使水分子从低渗透压(高水化学式)向高渗透压(低水化学势)传递，而溶质被阻挡在膜的一侧，最终完成FS的浓缩和DS的稀释。稀释的DS可以通过热分离、磁分离、膜分离等方法获取产品纯水，并获得再生。正渗透过程无需提供额外的驱动压力，因此具有低能耗、低运行成本的优势。此外，研究还表明正渗透技术分离能力强、水回收率高、污染物截留率高、浓水甚至可直接送至结晶；且被污染的正渗透膜易清洗和重复使用。蒸发结晶工艺是利用蒸发器将废水进行浓缩至含盐量为15％左右，浓缩的高含盐水通过结晶、干燥转化成固体盐进行处置，蒸发是相变过程，能耗大；而正渗透膜浓缩过程水分子自发吸入到DS中，并使废水含盐量提升至25％左右，稀释的DS的气水分离相对废水相变量较低，仅占废水量的1/3，既减少了结晶设备的处理水量，又降低了能耗，普通反渗透回收率一般约为40％，而正渗透回收率达超过90％，且正渗透比反渗透节省能量70％以上。本发明工艺系统总回收率高于96％。目前，正渗透技术在国外已开始进行商业化应用，而在国内只有极少数的示范工程应用。

所述步骤(2)正渗透系统中浓缩装置采用的正渗透膜为美国HTI公司三乙酸纤维素(CTA)膜，进水常压0.1MPa，设计膜通量为22～30L/m²·h，汲取液为4～8mol/L碳酸氢氨溶液。正渗透膜活性层朝向原料液，并在汲取液廊道贴紧膜的位置安置金属网垫片。通过错流或回流进行膜清洗。装置回收率达到90％～96％。

本发明中的正渗透系统中的正渗透膜活性层朝向原料液以及在汲取液廊道贴紧膜的位置 安置金属网垫片，提升流体的传质效益和减轻膜组件的污染；定期对正渗透膜进行膜清洗(错流或回流方法)。

本发明中的膜蒸馏是一种以蒸汽压差为推动力的新型膜分离技术，即通过冷、热侧相变过程，实现混合物分离或提纯。与传统蒸馏和膜分离技术相比，该技术具有运行压力低、运行温度低、分离效率高、操作条件温和、对膜与原料液间相互作用及膜的机械性能要求不高等优点，可利用太阳能、废热和余热等作为热源。膜蒸馏具有极高的截留率，产水的电导率可达到0.8μS/cm。膜蒸馏常被用于海水淡化、超纯水制备、非挥发性物质水溶液的浓缩和结晶、挥发性物质水溶液的浓缩和分离等。目前国内外对膜蒸馏的工程应用还不普遍。

本发明中的煤化工浓盐废水来源于煤化工生产废水经生化处理脱盐后或清净下水脱盐后产生的浓盐废水，煤化工生产废水中的大分子有机物、胶体已在前端被去除，浊度较低，硬度较高，主要含有盐类和小分子有机物。

实施例1

一种煤化工浓盐废水的再生回用处理方法，步骤如下(工艺流程图可以如图1所示)：

⑴煤化工产生的浓盐废水经过提升泵增压后，经过多介质过滤器，去除悬浮物，具体操作要求进水常温、进水压力为0.1～0.6MPa，再经过全自动钠离子交换器处理，使废水硬度低于0.03mmol/L，在全自动钠离子交换器的出水管道上添加3～6ppm阻垢剂，经过保安过滤器后，再通过纳滤增压泵增压后进入纳滤分盐装置，截留高价盐(主要为硫酸钠盐)和小分子有机物，分离出浓水(主要为硫酸钠溶液)和产水(主要为氯化钠溶液)，分别送入正渗透系统装置的第一浓缩装置和第二浓缩装置；

⑵浓水、产水分别作为第一浓缩装置、第二浓缩装置的原料液中的水分子通过正渗透膜自发进入汲取液，原料液为低渗透压、高水化学势，汲取液为高渗透压、低水化学势，正渗透膜的进水常压为0.1MPa，设计膜通量为22～30L/m²·h，汲取液为4～8mol/L碳酸氢铵溶液，控制回收率分别为90～93％、94～96％；被稀释的汲取液引入正渗透系统装置的汲取液再生装置，在60～65℃加热1～3h，碳酸氢铵分解被收集再生后再进入浓缩装置；

⑶汲取液再生装置产水进入膜蒸馏装置去除水残留中的氨和二氧化碳，产水的淡水回用于锅炉循环补水；

⑷第一浓缩装置产生的硫酸钠浓水除杂后送至冷冻结晶系统回收硫酸钠晶体盐；第二浓缩装置产生的氯化钠浓水除杂后部分作为全自动钠离子交换器的再生液，部分蒸发结晶回收氯化钠盐，即实现对煤化工浓盐废水的再生回用。

较优地，所述的煤化工产生的浓盐废水来源于煤化工生产废水经生化处理脱盐后或清净下水脱盐后产生的浓盐水，浓盐水中COD为200～300mg/L，总溶解性固体TDS为10000～20000mg/，总硬度：4～8mmol/L；

或者，所述步骤⑴中多介质过滤器的滤料采用石英砂和活性炭，过滤器材质为不锈钢316L，布水方式为过滤上部水或过滤下部水；

或者，所述步骤⑴中全自动钠离子交换器采用强酸阳离子交换树脂，具体操作要求进水常温、进水压力为0.2～0.5MPa，顺流或逆流再生，再生液来自正渗透系统浓缩装置产生的高浓氯化钠溶液；

或者，所述步骤⑴中保安过滤器采用外压式过滤器，设计要求进水压力0.1～0.6MPa，过滤精度5μm；形式为竖式圆筒，筒体材质为316L不锈钢，滤芯材质为聚丙烯膜折叠。

较优地，所述步骤⑴中多介质过滤器为杭州鑫凯水处理设备有限公司生产的Sc05系列，或者为长沙多灵环保科技有限公司生产的DMF型号过滤器。

较优地，所述步骤⑴中保安过滤器是海宁市正兴特种过滤设备制造有限公司生产的筒式滤芯过滤器系列，或者为无锡伊洛特石化机械设备有限公司生产的滤芯过滤器系列。

较优地，所述步骤⑴中纳滤分盐装置的进水压力为0.8～1.0Mpa，设计膜通量为15～25L/m²·h。

较优地，所述纳滤分盐装置中的膜元件为美国GE生产，型号为GE复合纳滤膜DK4040F-GE，对二价和多价阴离子优先截留，截留率为96％，COD截留率为80％～90％。

较优地，所述步骤⑵中正渗透膜活性层朝向原料液，并在汲取液廊道贴紧膜的位置安置金属网垫片；通过错流或回流进行膜清洗。

较优地，所述步骤⑶中膜蒸馏装置采用疏水性微孔膜，在60～90℃范围的温度下进行，操作压力为常压0.1MPa，利用锅炉预热或太阳能作为热源，汲取液产水中残留的氨和二氧化碳通过疏水性微孔膜被分离去除，产生的淡水回用于锅炉循环补水。

实施例2

一种煤化工浓盐废水的再生回用处理方法，步骤如未特殊说明均同实施例1，不同之处如下：

(1)多介质过滤器

煤化工生产废水经生化处理脱盐后或清净下水脱盐后产生的浓盐废水(TDS：10000mg/L，COD：200mg/L，总硬度：4mmol/L)进入多介质过滤器，进水压力为0.1MPa，去除 残留的悬浮物(保护后续钠离子交换器)，出水增压至0.2MPa送至全自动钠离子过滤器；

(2)全自动钠离子交换器

全自动钠离子交换器采用强酸阳离子交换树脂，进水为常温、压力0.2MPa，使出水总硬度为0.020mmol/L；

(3)纳滤分盐装置

在全自动钠离子交换器的出水管道上添加3ppm阻垢剂，出水增压至0.4MPa通过保安过滤器，再经过纳滤增压泵增压至0.8MPa，纳滤装置排列采用一级二段式，每支容器6支膜元件串联，膜元件为GE复合纳滤膜DK4040F-GE，设计膜通量为16L/m²·h，纳滤装置产生的浓水(主要为硫酸钠溶液)和产水(主要为氯化钠溶液，出水COD为40mg/L，回收率为80％)和分别送至后续正渗透系统的第一和第二浓缩装置；

(4)正渗透系统

纳滤装置产生的浓水和产水常压下分别进入正渗透系统中的第一、第二浓缩装置，设计膜通量分别为22L/m²·h、25L/m²·h，汲取液分别为6mol/L、4mol/L碳酸氢铵溶液，控制回收率分别为90％、94％，被稀释的汲取液均被引入汲取液再生装置在60℃下加热1h，碳酸氢铵分解被收集再生制备汲取液后进入浓缩装置；汲取液再生装置产水进入膜蒸馏装置在65℃下进行，操作压力为常压0.1MPa，去除水中残留的氨和二氧化碳，产水的淡水水质达到《工业循环冷却水处理设计规范》(GB50050-2007)中再生水回用循环水补水水质要求，并且主要指标COD：10mg/L，TDS：100mg/L，优于(GB50050-2007)中水质标准(COD≤30mg/L，TDS≤1000mg/L)的控制要求，作为循环水补水回用，正渗透系统第一浓缩装置产生的硫酸钠浓水除杂后送至冷冻结晶系统回收硫酸钠晶体盐；第二浓缩装置产生的氯化钠浓水除杂后部分作为全自动钠离子交换器的再生液，部分蒸发结晶回收氯化钠盐。

实施例3

一种煤化工浓盐废水的再生回用处理方法，步骤如未特殊说明均同实施例1，不同之处如下：

(1)多介质过滤器

煤化工生产废水经生化处理脱盐后或清净下水脱盐后产生的浓盐废水(TDS：15000mg/L，COD：250mg/L，总硬度：6mmol/L)进入多介质过滤器，进水压力为0.2MPa，去除残留的悬浮物(保护后续钠离子交换器)，出水增压至0.3MPa送至全自动钠离子过滤器；

(2)全自动钠离子交换器

全自动钠离子交换器采用强酸阳离子交换树脂，进水为常温、压力0.3MPa，使出水总硬度为0.025mmol/L；

(3)纳滤分盐装置

在全自动钠离子交换器的出水管道上添加5ppm阻垢剂，出水增压至0.5MPa通过保安过滤器，再经过纳滤增压泵增压至0.9MPa，设计膜通量为20L/m²·h，纳滤装置产生的浓水(主要为硫酸钠溶液)和产水(主要为氯化钠溶液，出水COD为50mg/L，回收率为80％)和分别送至后续正渗透系统的第一和第二浓缩装置；

(4)正渗透系统

纳滤装置产生的浓水和产水常压下分别进入正渗透系统中的第一、第二浓缩装置，设计膜通量分别为24L/m²·h、28L/m²·h，汲取液分别为7mol/L、5mol/L碳酸氢铵溶液，控制回收率分别为92％、95％，被稀释的汲取液均被引入汲取液再生装置在61℃下加热2h，碳酸氢铵分解被收集再生制备汲取液后进入浓缩装置；汲取液再生装置产水进入膜蒸馏装置在70℃下进行，操作压力为常压0.1MPa，去除水中残留的氨和二氧化碳，产水的淡水水质达到《工业循环冷却水处理设计规范》(GB50050-2007)中再生水回用循环水补水水质要求，并且主要指标COD：15mg/L，TDS：120mg/L，优于(GB50050-2007)中水质标准(COD≤30mg/L，TDS≤1000mg/L)的控制要求，作为循环水补水回用，正渗透系统第一浓缩装置产生的硫酸钠浓水除杂后送至冷冻结晶系统回收硫酸钠晶体盐；第二浓缩装置产生的氯化钠浓水除杂后部分作为全自动钠离子交换器的再生液，部分蒸发结晶回收氯化钠盐。

实施例4

一种煤化工浓盐废水的再生回用处理方法，步骤如未特殊说明均同实施例1，不同之处如下：

(1)多介质过滤器

煤化工生产废水经生化处理脱盐后或清净下水脱盐后产生的浓盐废水(TDS：20000mg/L，COD：300mg/L，总硬度：8mmol/L)进入多介质过滤器，进水压力为0.3MPa，去除残留的悬浮物(保护后续钠离子交换器)，出水增压至0.4MPa送至全自动钠离子过滤器；

(2)全自动钠离子交换器

全自动钠离子交换器采用强酸阳离子交换树脂，进水为常温、压力0.4MPa，使出水总硬度为0.028mmol/L；

(3)纳滤分盐装置

在全自动钠离子交换器的出水管道上添加6ppm阻垢剂，出水增压至0.6MPa通过保安过滤器，再经过纳滤增压泵增压至1.0MPa，设计膜通量为20L/m²·h，纳滤装置产生的浓水(主要为硫酸钠溶液)和产水(主要为氯化钠溶液，出水COD为60mg/L，回收率为80％)和分别送至后续正渗透系统的第一和第二浓缩装置；

(4)正渗透系统

纳滤装置产生的浓水和产水常压下分别进入正渗透系统中的第一、第二浓缩装置，设计膜通量分别为25L/m²·h、30L/m²·h，汲取液分别为8mol/L、6mol/L碳酸氢铵溶液，控制回收率分别为93％、96％，被稀释的汲取液均被引入汲取液再生装置在63℃下加热3h，碳酸氢铵分解被收集再生制备汲取液后进入浓缩装置；汲取液再生装置产水进入膜蒸馏装置在75℃下进行，操作压力为常压0.1MPa，去除水中残留的氨和二氧化碳，产水的淡水水质达到《工业循环冷却水处理设计规范》(GB50050-2007)中再生水回用循环水补水水质要求，并且主要指标COD：20mg/L，TDS：150mg/L，优于(GB50050-2007)中水质标准(COD≤30mg/L，TDS≤1000mg/L)的控制要求，作为循环水补水回用，正渗透系统第一浓缩装置产生的硫酸钠浓水除杂后送至冷冻结晶系统回收硫酸钠晶体盐；第二浓缩装置产生的氯化钠浓水除杂后部分作为全自动钠离子交换器的再生液，部分蒸发结晶回收氯化钠盐。

一种实施如上所述的煤化工浓盐废水的再生回用处理方法的系统，如图2所示，所述系统包括浓盐废水池、多介质过滤器、全自动钠离子交换器、阻垢剂添加装置、保安过滤器、纳滤分盐装置、正渗透系统装置、膜蒸馏装置、冷冻结晶装置和蒸发结晶装置，所述浓盐废水池通过提升泵与多介质过滤器的输入端相连接设置，该多介质过滤器的输出端通过增压泵与全自动钠离子交换器的输入端相连接设置，该全自动钠离子交换器的输出端通过增压泵与保安过滤器的输入端相连接设置，该全自动钠离子交换器的输出端也与阻垢剂添加装置相连接设置，该阻垢剂添加装置向全自动钠离子交换器的输出端添加阻垢剂，所述保安过滤器的输出端通过纳滤增压泵与纳滤分盐装置的输入端相连接设置，所述纳滤分盐装置的输出端包括浓水输出端和产水输出端；

所述正渗透系统装置包括第一浓缩装置、第二浓缩装置和汲取液再生装置，所述第一浓缩装置、第二浓缩装置均设置原料液部和汲取液部，所述原料液部和汲取液部之间通过竖直设置的正渗透膜相连通设置；所述浓水输出端与第一浓缩装置的原料液部相连接设置，所述产水输出端与第二浓缩装置的原料液部相连接设置；所述第一浓缩装置、第二浓缩装置的汲 取液部均分别与汲取液再生装置的输入端相连接设置，该汲取液再生装置的产水出口与膜蒸馏装置相连接设置，该汲取液再生装置的汲取液出口分别与第一浓缩装置、第二浓缩装置的汲取液部相连接设置；

所述第一浓缩装置的原料液部的固体底部出口通过除杂装置与冷冻结晶装置相连接设置，所述第二浓缩装置的原料液部的固体底部出口通过除杂装置与蒸发结晶装置相连接设置，该第二浓缩装置的原料液部的液体中部出口通过除杂装置与全自动钠离子交换器相连接设置。