二管式微滤器19与第一电驱动离子膜装置23连接，第一电驱动离子膜装置23与第二电驱动离子膜装置26连接以使产水经过循环脱盐后排送至第二浓盐水箱27，第一电驱动离子膜装置23和第二浓盐水箱27与二级反渗透装置62共同连接，二级反渗透装置62与第一中间水池8和淡水水箱63连接。
[0086]根据一个优选实施方式，第一中间水池8依次通过由增压栗、保安过滤器组成的过滤装置连接中压反渗透装置11，中压反渗透装置11通过第二中间水池12和由增压栗、保安过滤器组成的过滤装置与高压反渗透装置15连接，第一电驱动离子膜装置23与第二电驱动离子膜装置26之间通过第一浓盐水箱24和第四增压栗25连接。
[0087]本发明针对的含盐复杂废水一般来自浓缩4倍的反渗透浓水或者其它高含盐量的生产废水。其含盐量TDS—般介于5000?10000mg/L，通过中压反渗透装置和高压反渗透装置进行初步减量化处理浓缩液达到TDS约50000mg/l本装置系统可将系统回收率达到85%左右。
[0088]第一电驱动离子膜装置23与第二电驱动离子膜装置26对TDS为50000mg/l的高盐水进行进一步浓缩。第一电驱动离子膜装置23将TDS提高到120000mg/l。第二电驱动离子膜装置26将TDS提高到200000mg/l。电驱动离子膜装置代替常规多效蒸发减少较低浓度的蒸发水量，大幅度降低蒸发水量，节省能耗。整个工艺流程减量化达到回收水量95%以上，TDS约为200000mg/l的浓盐液作为蒸发结晶单元原料水。根据一个优选实施方式，零排放单元包括原料进料预热器29、硝蒸发结晶装置30、硝稠厚器36、硝循环栗33、蒸汽压缩机35、至少一个烘干设备、冷却水系统43、盐蒸发结晶装置52，
[0089]第二浓盐水箱27通过第五增压栗28与原料进料预热器29连接，原料进料预热器29依次通过硝蒸发结晶装置30、硝稠厚器36、离心分离器37、硝母液槽39，硝母液栗41与冷冻硝结晶罐42连接，
[0090]冷冻硝结晶罐42依次通过第一稠厚器47、冷冻硝离心分离器48、冷冻硝母液槽49、冷冻硝母液栗50、预热器51与盐蒸发结晶装置52连接，
[0091]盐蒸发结晶装置52分别与循环栗53、第二加热器54和第二稠厚器56连接，第二加热器54分别与第二蒸汽压缩机55和新蒸汽装置32连接，第二稠厚器56依次通过盐离心分离器57、第二烘干设备58与第二计量包装装置59连接。
[0092]根据一个优选实施方式，硝蒸发结晶装置30分别与真空系统34、硝循环栗33、第一加热器31和第一蒸汽压缩机35分别连接，第一加热器31与硝循环栗33、新蒸汽装置32和第一蒸汽压缩机35分别连接，第一蒸汽压缩机35依次通过冷却水系统43和冷冻站44与冷却器45连接，冷却器45与冷冻硝结晶罐42之间连接冷硝循环栗46。
[0093]根据一个优选实施方式，离心分离器37与第一计量包装装置40之间连接有第一烘干设备38，冷冻硝离心分离器48与硝稠厚器36连接。
[0094]根据一个优选实施方式，预热器51分别与第二加热器54和回用装置64连接，硝蒸发结晶装置30与盐蒸发结晶装置共同连接消泡剂投加系统67。
[0095]经过第一电驱动离子膜装置与第二电驱动离子膜装置的两级减量化过程，形成的高浓度盐液进入蒸发结晶的预热器、硝结晶固安、经过循环通过加热器加热。在负压状态下，利用生蒸汽提供初步热量加热盐液至沸腾，延后利用蒸发产生的低温二次乏汽通过蒸汽压缩机进行压缩提高乏汽的温度，实现持续为硝罐盐液蒸发热能。利用水盐体系1+//Cr，S042—-H2O相图，根据100度温度溶液的硫酸钠和氯化钠的液相组成/ %，进行硝和氯化钠的结晶分离。而且，根据硝母液在75度左右温度下溶液残存溶解量，根据相图进行低温冷冻方式进一步分离出十水硝。把十水硝回溶到结晶罐排除的待分离的料液中共同进行热融析出硝，最终达到对硝和氯化钠进行分质分离。
[0096]实施例一
[0097]如图2所示的工艺流程示意图，应用本集成工艺处理复杂成分工业含盐废水，废水来自工业污水处理回用中水排水、循环水系统排污水、生产工艺排水及脱盐水站及二级反渗透浓水和反洗水等。
[0098]首先，通过调节池2将各路送来的废水I进行均质均量调节。通过提升栗3将原水送到高密池4。在此第一加药装置65和第二加药装置66依次加入石灰或氢氧化钠、碳酸钠、PAC、PAMο氢氧化钠配制成20%浓度的溶液，投加量为1.5g/L，配制成15%浓度碳酸钠溶液。投加量为3g/L的原水浓度进行水质软化。PAC按照30mg/L的浓度投加量配成20%浓度的溶液。加入PAM按照3mg/L的量配成0.3 %浓度的溶液。需根据水质实际进水各离子浓度变化情况进行调整加药量，否则易造成膜污染，影响膜的使用寿命。
[0099]混合液体进入管式微滤器6或浸没式微滤池6。滤池总水力停留时间为2.5h。在自然沉降作用下，上清液通过管式微滤器6再进入滤芯过滤器7或袋滤出水进第一中间水池8。化学污泥通过重力沉降从底部排入污泥池60，经过污泥调整后进入污泥脱水设备进行泥水分离。污泥脱水后成为泥饼后的干污泥最终在污泥脱水干化装置61进行污泥脱水干化处置。中压反渗透装置11采用膜材质为芳香族聚酰胺复合材料，操作压力为2.0?3.5MPa，回收率大于70%，能截留97.5%的盐类物质，可将平均TDS为6500mg/L的原水浓缩到TDS大于21600mg/L。占总处理量30%的浓水被中压反渗透装置11处理后进入到高压反渗透装置15进行进一步脱盐浓缩。高压反渗透装置15膜材质为芳香族聚酰胺复合材料，操作压力为3.5?4.5MPa，回收率大于65%，能截留97.2%以上的盐类物质，可将平均了03为2160011^/1的原水浓缩到TDS大于50000mg/L浓水。经过高压反渗透装置15浓缩后的浓水经由活性炭过滤器18和第二管式微滤器19过滤后进入到第一电驱动离子膜装置23进行循环脱盐浓缩。第一电驱动离子膜装置23供水压力为0.20MPa，回收率大于55%，能截留96.2%以上的盐类物质，可将平均TDS为50000mg/L的原水浓缩到TDS大于200000mg/L左右。占总处理量4%的浓缩液进入后续微蒸发结晶单元。第一电驱动离子膜装置23产的脱盐淡水进入二级反渗透进水箱既二级反渗透装置62进一步脱盐。二级反渗透装置62反渗透的浓水由第一中间水池8返回中压反渗透装置11进水箱。由二级反渗透装置62脱盐产生的淡水排送至淡水水箱63，并且排送至回用装置64以进行全部回用。
[0100]原水经过循环预处理单元和循环减量化单元的反渗透的浓缩初步减量化，产生的较高含盐浓水经过原料减料预热器29与高温冷凝水进行热交换。热交换器加热后进入硝蒸发结晶装置30，利用硝循环栗33对料液与第一加热器31进行循环加热。MVR装置启动时先通入生蒸汽，待料液沸腾后，利用第一蒸汽压缩机35把蒸发罐产生的二次乏汽压缩提温，替代生蒸汽对料液进行循环加热。压缩后的二次高温蒸汽经热交换器换热后变成高温冷凝水。冷凝水进入预热器51与料液换热后冷凝成低温冷凝水送到回用装置64，回用生产工艺。根据水盐体系Na7/Cl—，S042—-H2O相图中主要组分含量，使达到过饱和的硝从蒸发结晶装置30排出，进入硝稠厚器36。硝与后续冷冻硝分离的十水硝混合进行热熔，经离心分离器37得到单质盐。使用第一烘干设备38将单质盐烘干。烘干后的单质盐由第一计量包装装置40包装外销。
[0101 ]由硝母液栗41将硝分离母液从硝母液槽39中抽送至冷冻硝结晶罐42中。硝母液冷冻达到-5度，分离得到十水硝。十水硝返回硝稠厚器36与硝液进行热融，温度降低与含硝液共同分离硝。
[0102]冷冻硝产生的母液通过冷冻硝母液槽49和冷冻硝母液栗50的运输进入盐蒸发结晶装置52。含盐浓水经过51与高温冷凝水水进行热交换，热交换器加热后进入盐蒸发结晶装置52。利用循环栗53对含盐料液与第二加热器54进行循环加热.JVR装置启动时先通入生蒸汽，待料液沸腾后，利用第二蒸汽压缩机55把蒸发罐产生的二次乏汽压缩提温后，替代生蒸汽对料液进行循环加热，压缩后的二次高温蒸汽经热交换器换热后变成高温冷凝水进入预热器51。高温冷凝水与盐料液换热后，冷凝成低温冷凝水送到回用装置64，回用生产工艺。根据水盐体系Na+//Cr，S042—-H2O相图中主要组分含量，使达到过饱和的盐从盐蒸发结晶装置52排出，进入第二稠厚器56。盐经盐离心分离器57分离得到盐。盐经过第二烘干设备58烘干至干燥后，由第二计量包装装置59包装外销。消泡剂投加系统67向硝蒸发结晶装置30和盐蒸发结晶装置52投加消泡剂。本发明最终形成的少量混盐经蒸发成盐泥。盐泥脱水后进行堆存处理。
[0103]本发明的含盐废水的进水指标和处理过程的盐类指标如表I所示。
[0104]本发明分离的单质盐硫酸钠达到96%以上，氯化钠达到98 %以上，最终混盐占总盐量5%以下。其中，产水全部回收利用，无废水排放，达到废水零排放。处理过程中的冷凝水水质优良，可用于循环水补充水或脱盐水站补充水。因此，本发明除回收优质水外，实现回收多种单质盐，大幅度减少最终混盐的数量，节省大量固废处置费用。产生的商品盐销售后均有效核减处理过程的处理成本，。实现了低成本，零排放的处理工艺。
[0105]实施例二
[0106]本实施例是实施例一的改进实施例，是本发明的一种优选实施方式。本实施例仅对与实施例一不同的系统部分进行说明，相同的系统部分不再赘述。
[0107]调节池2与高密池4之间连接有电凝聚装置。电凝聚装置，其由圆柱形丙烯酸树脂外壳和金属电极组成。使用6个尺寸为I 1mmX 90mmX 2mm的中碳钢电极作为阳极，且使用6个尺寸为I 1mm X 90mm X Imm的不锈钢(SS 316)电极作为电凝聚装置中阴极。将所述阳极