膜具有选择透过性，阳离子交换膜的固定交换基团带负电荷，因此允许水中阳离子通过而阻挡阴离子；阴离子交换膜的固定交换基团带正电荷，因此允许水中的阴离子通过而阻挡阳离子，致使淡水隔室中的离子迀移到浓水隔室中去，使高含盐浓水中的离子脱离含盐溶液，从而得到浓缩的浓水和脱盐淡水。
[0068]实施例2
[0069]以废水的预处理工艺为例。
[0070]如图2所示，废水的预处理工艺的装置至少包括调节池101、高密池102、加药装置103、管式微滤器104、滤芯过滤器105、第一中间水池106、污泥池107和污泥脱水装置108。
[0071]调节池101将各管路送来的废水进行均质和均量调节。经均质和均量调节后的废水通过提升栗送入高密池102中。通过加药装置103向高密池102中的废水添加石灰或氢氧化钠、碳酸钠、聚合氯化铝和聚丙烯酰胺。优选地，加入的药剂量不宜过大，需要根据水质实际情况进行相应的调整，否则易造成膜污染，影响膜的使用寿命。优选地，氢氧化钠配置成浓度为20%的溶液，加入量为1.5g/L。碳酸钠配置成浓度为15%的溶液，加入量为3.0g/L。聚合氯化铝配置成浓度为20 %的溶液，加入量为30mg/L。聚丙烯酰胺配置成浓度为0.3 %的溶液，加入量为3mg/L。经化学药剂与废水发生絮凝和/或沉淀反应后，高密池102中的废水分为上层浓水和下层污泥。上层浓水进入管式微滤器104进行进一步过滤，下层污泥排入污泥池107中。优选地，上层浓水在管式微滤器104中的停留时间为2.5h，经自然沉降作用，分离出上层清液和下层污泥。上层清液经滤芯过滤器105排入第一中间水池106，以进行下一步减量化处理。管式微滤器104产生的污泥排入污泥池107中。污泥池107将收集到的污泥通过污泥脱水装置108进行泥水分离，得到的泥饼进行干污泥处置，得到的水返回至调节池101中循环处理。优选地，将第一中间水池106收集的清水调节为碱性环境。
[0072]本发明的预处理工艺通过在高密池102中的絮凝和/或沉淀反应，并通过管式微滤器104和滤芯过滤器105对反应产生的浓水进一步过滤，可得到去除了重金属离子、硬度离子和有机物的清水，在第一中间水池106中调节清水的pH为碱性环境，从而可以防止有机物和钙镁离子在反渗透膜表面发生结垢和污堵。
[0073]实施例3
[0074]以废水的减量化处理工艺为例。
[0075]废水的减量化工艺包括初步减量化工艺和深度浓缩工艺。如图3所示，初步减量化工艺的装置至少包括中压反渗透装置211、中压浓水池212、高压反渗透装置213和高压浓水池214。深度浓缩工艺的装置至少包括活性炭过滤器221、树脂罐222、第二中间水池223、一级电驱动离子膜装置224、第一浓盐水箱225、二级电驱动离子膜装置226和第二浓盐水箱227。减量化工艺的装置还包括二级反渗透装置201、淡水水箱202和回用水箱203。
[0076]第一中间水池106收集的经预处理后的废水通过中压反渗透装置211和高压反渗透装置213进行初步减量化处理。中压反渗透装置211通过第一增压栗和第一保安过滤器与第一中间水池106连接。经中压反渗透装置211处理后的中压反渗透浓水排入中压浓水池212中。中压浓水池212中的中压反渗透浓水通过第二增压栗进入第二保安过滤器过滤后再进入高压反渗透装置213。中压反渗透浓水经高压反渗透装置213处理的高压反渗透浓水进入高压浓水池214等待进行深度浓缩处理。高压浓水池214中的浓水经活性炭过滤器221和树脂罐222进一步去除浓水中的硬度离子后进入第二中间水池223。第二中间水池223中经预处理后的高压反渗透浓水通过第三增压栗进入第三保安过滤器过滤后再进入一级电驱动离子膜装置224。第二中间水池223中的浓水经一级电驱动离子膜装置224和二级电驱动离子膜装置226进行深度浓缩处理后形成的高含盐浓水并进入第二浓盐水箱227。优选地，经中压反渗透装置211、高压反渗透装置213和一级电驱动离子膜装置224处理后形成的产水进入二级反渗透装置201，产水经淡水水箱202后进入回用水箱203回用。
[0077]优选地，中压反渗透装置211膜元件的材质为芳香族聚酰胺复合材料，操作压力为2.0?3.5MPa。中压反渗透装置211能截留97.5 %的盐类物质，可将平均TDS为6500mg/L的废水浓缩到TDS大于21600mg/L。经中压反渗透装置211处理后，进水的70%以上形成中压反渗透产水并经二级反渗透装置201和淡水水箱202后进入回用水箱203，剩余的30%以下为中压反渗透浓水。中压反渗透浓水进入高压反渗透装置213进一步脱盐浓缩。高压反渗透装置213膜元件的材质为芳香族聚酰胺复合材料，操作压力为3.5?4.5MPa。高压反渗透装置213能截留97.2%的盐类物质，可将平均TDS为21600mg//L的废水浓缩到TDS大于50000mg/L。经高压反渗透装置213处理后，进水的65%以上形成高压反渗透产水并经二级反渗透装置201和淡水水箱202后进入回用水箱203，剩余的35 %以下为高压反渗透浓水。
[0078]优选地，高压反渗透浓水进入一级电驱动离子膜装置224进行深度浓缩处理。供水压力为0.20MPa。一级电驱动离子膜装置224能截留96.2%的盐类物质，可将平均TDS为50000mg/L的废水浓缩到TDS大于200000mg/L。经一级电驱动离子膜装置224处理后，进水的75%以上形成一级电驱动产水并经二级反渗透装置201和淡水水箱202后进入回用水箱203，剩余的25%以下进入二级电驱动离子膜装置226进一步进行深度浓缩处理。经两级电驱动离子膜装置进行深度浓缩处理后，废水的95%以上能够回收利用，废水的5%以下浓缩成高含盐浓水进入第二浓盐水箱227。
[0079]本发明通过中压反渗透装置211和高压反渗透装置213对废水进行初步减量化后再经一级电驱动离子膜装置224和二级电驱动离子膜装置226进行深度浓缩处理，整个工艺过程中废水的回收量可达95%以上，仅有5%左右的高含盐浓水需要进行蒸发结晶工艺，大大降低了蒸发结晶过程所需的能耗，从而可降低废水的处理成本。
[0080]实施例4
[0081]以高含盐浓水的蒸发结晶工艺为例。
[0082]如图4所示，高含盐浓水的蒸发结晶工艺的装置至少包括原料进料预热器301、硝蒸发结晶装置302、硝稠厚器303、离心分离机304、硝母液槽305、第一烘干器306、第一计量包装装置307、硝母液栗308、冷冻硝结晶装置309、第一沉降器310、冷冻硝离心分离机311、冷冻硝母液槽312、冷硝母液栗313、加热器314、盐蒸发结晶装置315、第一生蒸汽装置316、第一加热器317、第一蒸汽压缩机318、冷却水系统319、冷冻机320、冷却器321、真空系统322、硝循环栗323、第二生蒸汽装置324、第二加热器325、第二蒸汽压缩机326、循环栗327、第二沉降器328、盐离心分离机329、第二烘干器330、第二计量包装装置331、冷硝循环栗332。
[0083]第二浓盐水箱227中的高含盐浓水经第四增压栗进入原料进料预热器301，经预热后进入硝蒸发结晶装置302。硝蒸发结晶装置302与真空系统322连通，使得硝蒸发结晶装置302内保持负压或微正压。硝蒸发结晶装置302与第一蒸汽压缩机318、第一加热器317和原料进料预热器301组成供热循环系统。加热最初的能耗由第一生蒸汽装置316提供。通过硝循环栗323连接第一加热器317以对硝蒸发结晶装置302进行加热。之后由第一蒸汽压缩机318对硝蒸发结晶装置302产生的低温乏汽进行压缩，并通过第一加热器317加热后用于原料进料预热器301的预热。硝蒸发结晶装置在负压或微正压状态下持续进行水量蒸发浓缩，高含盐浓水的温度维持在110°C左右。经蒸发结晶后的固液混合物经硝稠厚器303进入离心分离机304。分离出的硝母液进入硝母液槽305，后经硝母液栗308进入冷冻硝结晶装置309，经低温结晶后进入第一沉降器310进行调整。冷冻硝结晶装置309连接冷却器321。通过冷硝循环栗332使冷冻硝结晶装置309保持低温。冷冻硝结晶装置309通过冷却器321连接冷冻机320和冷却水系统319循环冷却，使其内部母液达到一 10?一 5°C。第一沉降器310中的冷却液通过冷冻硝离心分离机311离心分离产生十水硝和冷冻硝母液。十水硝再次返回与经硝蒸发结晶装置302产生的硝液热融混合后经离心分离机304分离出硝。分离出的硫酸钠经第一烘干器306烘干后进入第一计量包装装置307。冷冻硝母液进入冷冻硝母液槽312后经冷硝母液栗313进入盐蒸发结晶装置315。
[0084]冷冻硝母液经冷冻硝母液槽312和冷冻硝母液栗313进入加热器314进行预热，随后进入盐蒸发结晶装置315。盐蒸发结晶装置315与真空系统322连通，以使盐蒸发结晶装置315内保持负压或微正压。盐蒸发结晶装置315加热的最初热量来自第二生蒸汽装置324，通过第二加热器325进行加热。盐蒸发结晶装置315通过循环栗327连接第二加热器325对盐蒸发结晶装置315进行加热。盐蒸发结晶装置315与第二蒸汽压缩机326、第二加热器325和加热器314组成供热循环系