CN111099698A - 一种正渗透与联合制碱工艺联产联用的系统和方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及联合制碱工艺废水处理技术领域，具体而言，涉及一种正渗透与联合制碱工艺联产联用的系统和方法。本发明的一种正渗透与联合制碱工艺联产联用的方法包括以下步骤：将联合制碱工艺的废水作为原料液进行正渗透处理，得到的浓缩液和稀释的汲取液用于所述联合制碱工艺；所述正渗透处理的汲取液包括氯化钠溶液和/或碳铵溶液。本发明将联碱生产工艺和正渗透过程结合，一方面克服了正渗透汲取液原料的获取成本，另一方面，稀释的汲取液重新投入到联碱生产的循环工艺中，减少了正渗透汲取液的分离过程，进而大大降低了采用正渗透处理联合制碱生产废水的运行成本和操作费用。
Description
技术领域
本发明涉及联合制碱工艺废水处理技术领域，具体而言，涉及一种正渗透与联合制碱工艺联产联用的系统和方法。
背景技术
纯碱作为重要的化工基础原料，在各行各业都有非常普遍的应用，素有“化工之母”的美誉，广泛应用于建材、轻工、化工、冶金、纺织等工业部门和人们的日常生活中。我国的纯碱产品在国际市场上有较强的竞争力，到2017年年底，我国共有纯碱生产企业36家，其中氨碱法生产企业12家，联碱法生产企业23家，氨碱法、联碱法并存的企业2家，天然碱企业1家。纯碱生产能力在100万吨/年以上的企业达到12家，其产能占总产能的65.5％，产业集中度较高。
联合制碱是我国自主开发的制碱工艺，它具有流程短、能耗低、原材料利用率高等特点，其化学反应为:
NH3+H2O+CO2＝NH4HCO3
NH4HCO3+NaCl＝NH4Cl+NaHCO3↓
2NaHCO3(加热)＝Na2CO3+H2O+CO2↑
联碱生产因母液系统封闭循环，从理论上而言应无废液排放。但是国内大部分联碱企业还是有不少废水外排，这主要是跑、冒、滴、漏产生废水以及尾气净化废水未收集回用所至。目前，联碱生产过程实际氨损失约20～25kg/t碱(以纯碱计，氨耗340～360kg/t碱，部分企业高达360～380kg/t碱)，平均废水排放量为20～40m3/t碱。
联碱生产系统产生的废水，主要包括两大类：①各工序产生的淡液：包括碳化塔尾气洗涤废水(净氨塔废水)、重碱煅烧炉气冷凝塔冷凝液、重碱煅烧炉气洗涤塔废水和真空过滤系统净氨塔废水、少量外排母液等。②氨Ⅱ泥压滤板框冲洗水、设备清洗水、滤碱机洗车水、分析化验用水、离心机冲洗水等。这两类废水均为高氨氮废水，另外还含有纯碱和铵盐(CO3 2-、Cl-)等，均不能直接排入一般的污水处理厂进行处理，更不能直接外排，直接进入系统母液中参加循环，会造成母液成分变稀、总桶量膨胀，危及正常生产。
目前，联碱企业内部实现废水零排放的途径主要有：1)改进制碱工艺，实现联碱母液大幅度收缩；2)联碱生产设置设备清洗储备桶；3)联碱淡液蒸馏实行封闭循环；4)联碱生产工艺冷却水实现两水闭路循环，逐级提浓；5)分离器排放水用于循环水补水；6)分析化验用水集中回收用于提炼重金属，分析仪器洗涤水补入循环水。
国内外对制碱工业高浓度氨氮废水的处理主要采用生化法、加碱吹脱、电解法、MAP沉淀法、离子交换法、折点氯化法、电渗析、双膜法等技术。但一般的生化法很难将氨氮降到50mg/L以下，而且废水中含有大量的氨氮没有得到有效回收利用，使资源得到较大的浪费；加碱吹脱法技术成熟、工艺和运行成本较高，设备腐蚀严重，并且易造成空气二次污染；电解法是利用电解产生NaOH和Cl2，然后进行吹脱，其运行成本可控制在3.0元/m3水，经济上可行，电解产生的Cl2可作为产品出售或用于水处理，但Cl2属剧毒气体，有一定的危险性，不利于安全和环境；MAP沉淀法、离子交换法、折点氯化法等处理高浓度氨氮废水，存在工艺操作繁琐、处理周期短、处理成本高、易引起二次污染等缺点，不适宜大规模工业化应用；电渗析处理氨氮废水效果好，设备调试灵活，可回收氨，无二次污染。但改法设备投资大，电耗高，对原水的预处理要求高，过程稳定性差；管式UF+DTRO工艺抗污染能力强，浓缩倍率高，出水水质好。但运行压力高，对整体的设备材质要求高，投资成本大。
有鉴于此，特提出本发明。
发明内容
根据本发明的一个方面，本发明涉及一种正渗透与联合制碱工艺联产联用的方法，包括以下步骤：
将联合制碱工艺的废水作为原料液进行正渗透处理，得到的浓缩液和稀释的汲取液用于所述联合制碱工艺；
所述正渗透处理的汲取液包括氯化钠溶液和/或碳铵溶液。
本发明将联碱生产工艺和正渗透过程结合，一方面克服了正渗透汲取液原料的获取成本，另一方面，稀释的汲取液重新投入到联碱生产的循环工艺中，减少了正渗透汲取液的分离过程，进而大大降低了正渗透的运行成本和操作费用。
根据本发明的另一个方面，本发明还涉及一种实施如上所述的正渗透与制碱工艺联产联用方法的系统，包括正渗透装置和联合制碱装置；
所述联合制碱装置包括碳酸钠制备单元、氯化铵制备单元和氯化钠预处理单元；
所述正渗透装置与所述碳酸钠制备单元和/或所述氯化钠预处理单元相连接。
通过本发明的系统可实现联碱生产工艺和正渗透过程的完美结合，进而实现制碱工艺废水的循环利用。
与现有技术相比，本发明的有益效果为：
(1)本发明将联碱生产工艺和正渗透过程结合，一方面克服了正渗透汲取液原料的获取成本，另一方面，稀释的汲取液重新投入到联碱生产的循环工艺中，减少了正渗透汲取液的分离过程，进而大大降低了正渗透的运行成本和操作费用。
(2)通过本发明的系统可实现联碱生产工艺和正渗透过程的完美结合，进而实现制碱工艺废水的循环利用，并使废水中的氨氮和盐资源得以回收利用，从而解决碱厂高浓度氨氮废水的处理困境，创造良好的经济和社会效益。
附图说明
为了更清楚地说明本发明具体实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1为本发明实施例1采用氯化钠溶液作为汲取液的工艺流程图；
图2为本发明实施例2采用碳铵作为汲取液的工艺流程图；
图3为本发明实施例3采用碳铵作为汲取液的工艺流程图；
图4为实施例1中正渗透与联合制碱工艺联产联用的系统；
图5为实施例2中正渗透与联合制碱工艺联产联用的系统；
图6为实施例3中正渗透与联合制碱工艺联产联用的系统。
附图标记：
1-第二吸氨塔、2-碳化塔、3-滤碱装置、4-煅烧炉、5-第一吸氨塔、6-加热器、7-冷析结晶器、8-盐析结晶器、9-过滤器、10-干燥器、11-冷却器、12-清洗装置、13-粉碎装置、14-分离装置、15-反渗透装置、16-正渗透装置、17-蒸发结晶器、18-碳铵溶液制备装置、19-蒸馏装置、20-结晶干燥器。
具体实施方式
下面将结合实施例对本发明的实施方案进行详细描述，但是本领域技术人员将会理解，下列实施例仅用于说明本发明，而不应视为限制本发明的范围。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市购获得的常规产品。
根据本发明的一个方面，本发明涉及一种正渗透与制碱工艺联产联用的方法，包括以下步骤：
将联合制碱工艺的废水作为原料液进行正渗透处理，得到的浓缩液和稀释的汲取液用于所述联合制碱工艺；
所述正渗透处理的汲取液包括氯化钠溶液和/或碳铵溶液。
正渗透(FO)是一种依靠渗透压驱动的膜分离过程，即水通过选择性半透膜从较高水化学势区域(低渗透压侧)自发地扩散到较低水化学势区域(高渗透压侧)的过程。正渗透过程的驱动力是驱动液与原料液的渗透压差，不需要外加压力作为驱动力。相对于压力驱动的膜分离过程如微滤、超滤和反渗透，正渗透从过程本质上讲具有许多独特的优势，如膜污染较轻，无需外加压力，能耗低，回收率高，浓水排放量少，污染小，环境友好等。
正渗透过程实现的关键之一是需要一种高通量可循环使用的驱动液，碳铵汲取液具有在低温下易挥发，易被水溶液吸收，溶解浓度高，产生的渗透压高，分离回收操作简单易控制等优势。联碱厂的生产过程中的主要原料是原盐、氨和二氧化碳，将联碱生产工艺和正渗透过程结合，一方面克服了正渗透汲取液原料的获取成本；另一方面，稀释的汲取液可以作为制碱的母液参与到联碱生产的循环工艺中，减少了正渗透汲取液的分离过程，进而大大降低了正渗透的运行成本和操作费用；另外，废水中的纯水通过正渗透膜后被作为母液利用，节约了部分纯水的投入，实现水资源的回用；淡液经正渗透浓缩后可以作为母液参与到循环制碱中，也可以经结晶干燥后作为粗盐析出，实现了资源的循环利用。
本发明也可利用联碱厂的饱和氯化钠溶液作为汲取液进行制碱工艺和正渗透过程的联产联用，氯化钠作为汲取液工艺便于操作，稳定性高；我国大型碱厂都建在沿海地区，饱和氯化钠的取材方便，成本较低；汲取液也无需回收，操作过程中间歇或连续性补加即可，稀释的汲取液也可直接参与到循环制碱过程中，操作费用和运行成本大大降低。
优选地，在所述正渗透处理前对制碱工艺的废水进行反渗透处理；
所述反渗透处理得到水和浓缩液；所述反渗透得到的浓缩液作为原料液进行正渗透处理；
通过反渗透(RO)处理制碱工艺的废水中的部分纯水进行预分离，分离后的浓缩液进一步进行正渗透处理，得到的纯水用于生产回用。分离后的浓缩液进一步进行正渗透处理，得到的产水再通过反渗透处理，进一步精制净化，这样更有利于最终纯水的生产回用。
优选地，还包括对制碱工艺的废水进行预处理。
碱工艺的废水含有一些杂质，通过预处理可以除去废水中的废泥等杂质，进而满足制碱循环液的要求。
优选地，当所述汲取液为碳铵溶液，对正渗透处理得到的稀释的汲取液进行蒸馏处理，得到的碳铵蒸汽用于所述联合制碱工艺的吸氨；
所述正渗透处理得到的浓缩液用于所述联合制碱工艺的母液和/或进行结晶干燥制备结晶盐；
所述蒸馏处理后的液体用于所述反渗透处理；
优选地，所述碳铵溶液是由氨气、二氧化碳和所述反渗透处理得到的水制备得到。
本发明联碱工艺中的主要原料为氨气、二氧化碳和氯化钠，本发明可利用氨、二氧化碳和反渗透处理后的水制备碳铵溶液，将联碱生产工艺和正渗透过程结合，克服了正渗透汲取液原料的获取成本。并且，正渗透处理后的废水浓缩液可作为制碱工艺的母液来制备氨母液。正渗透处理后得到的稀释碳铵溶液需要进一步进行脱氨碳处理，将得到的碳铵蒸汽作为原料用于制碱工艺的吸氨操作，进行回收利用。脱氨碳处理后的液体可用于反向渗透处理或者用于结晶干燥处理，作为粗盐析出，实现资源的循环利用。
优选地，当所述汲取液为氯化钠溶液，所述正渗透处理得到的稀释的汲取液用作联合制碱工艺的原盐；
优选地，将所述正渗透处理的浓缩液进行蒸发结晶处理，得到粗盐。
当汲取液为饱和氯化钠溶液时，饱和氯化钠溶液是由原盐预处理分离得到，废水经过正渗透处理后得到的稀释氯化钠溶液再作为氯化钠原料进行循环利用。正渗透处理后的浓缩液进行蒸发结晶处理，得到结晶盐，蒸发结晶过程的冷凝水用于生产回用。
优选地，所述联合制碱工艺包括碳酸钠的生产工艺和氯化铵的生产工艺；
所述碳酸钠的生产工艺是利用氨母液Ⅱ吸收二氧化碳，并进行分离，得到母液Ⅰ和碳酸氢钠结晶，将得到的碳酸氢钠结晶进行煅烧处理得到碳酸钠；
所述氯化铵的生产工艺是利用所述母液Ⅰ制备氨母液Ⅰ，将氨母液Ⅰ依次进行冷析结晶处理和盐析结晶处理；所述盐析结晶处理后得到的氯化铵悬浮液进行分离及干燥处理，得到氯化铵，盐析结晶处理后的混合液作为母液Ⅱ用于碳酸钠的生产工艺。
本发明采用的是“一次加盐，一次碳化及两次吸氨”的循环制碱过程，分为纯碱生产过程和氯化铵生产过程，在纯碱生产过程加入原料氨、二氧化碳，利用氨母液Ⅱ吸收二氧化碳，得到符合氯化铵制备过程的母液Ⅰ和碳酸氢钠结晶，达到氯化铵转化率高和母液当量低的要求。
优选地，对制碱过程采用的氯化钠进行预处理，包括：洗盐、粉碎和分离。
对原盐进行预处理，符合制碱工艺要求，通过洗盐和澄清操作，除去盐粒表面附着的生石膏、泥沙和草芥，其中澄清过程可采用粗饱和氯化钠溶液；进一步将盐进行粉碎并分离，分离后符合要求的氯化钠用于制碱工艺的盐析结晶过程，饱和氯化钠用于正渗透浓缩操作，进行循环利用。
根据本发明的另一个方面，本发明还涉及一种实施如上所述的正渗透与制碱工艺联产联用方法的系统，包括正渗透装置和联合制碱装置；
所述联合制碱装置包括碳酸钠制备单元、氯化铵制备单元和氯化钠预处理单元；
所述正渗透装置与所述碳酸钠制备单元和/或所述氯化钠预处理单元相连接。
本发明的系统操作简单，便于控制，可更好的实现正渗透与制碱工艺的结合，降低成本，并使废水中的氨氮和盐资源得以回收利用的环保工艺，从而解决碱厂高浓度氨氮废水的处理困境，创造良好的经济和社会效益。
优选地，所述碳酸钠制备单元包括依次连接的第二吸氨塔、碳化塔、滤碱装置和煅烧炉；
本发明的碳化塔可采用索尔维碳化塔，其生产能力大，对盐、二氧化碳等原料的利用率高，碳酸氢钠结晶质量好。
通过滤碱装置对碳化后的液体进行过滤，将悬浮液的液体过滤，得到母液和碳酸氢钠晶体，碳酸氢钠晶体进一步在煅烧炉内加热分解，得到高品质的纯碱，分解产生的二氧化碳经过冷凝、洗涤至压缩加压后进一步为碳化操作提供原料，进行循环利用。
所述氯化铵制备单元包括第一吸氨塔、冷析结晶器、盐析结晶器、过滤器和干燥器，所述第一吸氨塔、冷析结晶器和盐析结晶器依次连接，所述过滤器分别连接于所述盐析结晶器和所述干燥器；
本发明通过第一吸氨塔制备氨母液Ⅰ，经过冷析结晶器进行初步分离，盐析结晶器中冷却并加氯化钠，使氯化铵结晶析出，同时通过补充氯化钠维持母液的组成。
所述滤碱装置与所述第一吸氨塔相连；
所述盐析结晶器与所述第二吸氨塔相连接；
经过盐析结晶处理得到的氯化铵悬浮液采用分离装置进行分离，滤液回到盐析结晶器重新利用，氯化铵晶体利用预热的空气进行干燥，得到氯化铵产品。
优选地，所述盐析结晶器和所述第二吸氨塔之间设置有冷却器；
优选地，所述氯化钠的预处理操作单元依次包括清洗装置、粉碎装置和分离装置，所述分离装置连接于所述盐析结晶器。
优选地，所述正渗透装置的一端连接有反渗透装置；
优选地，所述正渗透装置包括正渗透膜、汲取液通道和原料液通道，所述汲取液通道和原料液通道分别位于所述正渗透膜的两侧；所述反渗透装置的浓缩液出口连接于所述正渗透装置的原料液通道的入口。
优选地，所述正渗透装置的汲取液通道的入口与所述分离装置相连；所述正渗透装置的汲取液通道的出口与所述清洗装置相连；
优选地，所述正渗透装置的原料液通道出口连接有蒸发结晶器。
采用氯化钠作为汲取液的工艺流程简单，便于操控；氯化钠取材方便，成本低；不需要汲取液的回收过程，运行成本也大大降低。
优选地，还包括连接于所述第二吸氨塔的蒸馏单元；所述正渗透装置的汲取液通道的出口与所述蒸馏单元相连接，所述蒸馏单元与所述反渗透装置相连接；
所述正渗透装置的原料液通道的出口与所述碳化塔相连接，或者所述正渗透装置的原料液通道的出口连接有结晶干燥器。
在一种实施方式中，还包括碳铵溶液制备装置；所述碳铵溶液制备装置连接于所述正渗透装置的汲取液通道的入口和所述反渗透装置的产水出口。
在一种实施方式中，以碳铵溶液作为汲取液，正渗透处理后的废水浓缩液作为母液，稀释后的碳铵汲取液进行分离回收处理，碳铵蒸汽进入第二吸氨塔，分离后的液体回到反渗透装置进行循环利用。此方案采用碳铵作为汲取液的流程较为简单，渗透压力与氯化钠体系相比要高，浓水浓缩倍率较高；就地取材制备汲取液并能够回用，降低运行成本；废水盐分全部回流成为产品，无固体杂盐产出，避免固体盐处理问题。
在一种实施方式中，以碳铵溶液作为汲取液，正渗透处理后的废水浓缩液利用结晶干燥器进行结晶干燥处理，得到结晶盐(粗盐)；稀释后的碳铵汲取液进行分离回收，碳铵蒸汽进入第二吸氨塔，分离后的液体返回反渗透装置进行循环利用。此方案设计成熟，完整度高，对原有制碱工艺影响程度小；浓缩倍数高，大大降低最终浓水量及结晶干燥成本；塔顶碳铵蒸汽纯度高，比例稳定可控，不会增加原料投入成本。
下面将结合具体的实施例对本发明作进一步地解释说明。
实施例1
一种正渗透与联合制碱工艺联产联用的方法，包括以下步骤：
将联合制碱工艺的废水进行预处理，除去废泥等杂质；处理后的混合液利用反渗透装置进行反渗透处理，得到的水可进行生产回用，得到的废水浓缩液进入正渗透装置进行正渗透处理，正渗透处理采用的汲取液为饱和氯化钠溶液，将正渗透处理后得到废水浓缩液进行蒸发结晶处理得到结晶盐，得到的稀释汲取液用于原盐冲洗，其中的氯化钠组分仍可作为原盐原料循环利用；所述饱和氯化钠溶液来自制碱工艺的原盐预处理的分离过程；
所述联合制碱工艺包括碳酸钠的生产工艺和氯化铵的生产工艺；
所述碳酸钠的生产工艺是利用氨母液Ⅱ吸收二氧化碳，并进行分离，得到的母液Ⅰ和碳酸氢钠，将得到的碳酸氢钠结晶进行煅烧处理得到碳酸钠，煅烧后得到的二氧化碳用于碳化过程；
所述氯化铵的生产工艺包括对得到的氨母液Ⅰ依次进行冷析结晶处理和盐析结晶处理；所述盐析结晶处理的氯化铵悬浮液进行分离及干燥处理，得到氯化铵，剩余混合液作为母液Ⅱ用于碳酸钠的生产工艺的吸氨液；
所述氯化钠的预处理包括：洗盐、澄清、粉碎和分离，在分离装置中的氯化钠混合液分离具体为：合格的氯化钠进入盐析结晶器是氯化铵结晶，并且作为母液原盐实现制碱工艺循环；饱和氯化钠溶液进入正渗透装置作为汲取液；剩余固液混合物返回澄清装置进一步分离提纯处理。
本实施例的工艺流程如图1所示。
实施如上正渗透与制碱工艺联产联用方法的系统，如图4所示，包括正渗透装置16、联合制碱装置、反渗透装置15；
所述联合制碱装置包括碳酸钠制备单元、氯化铵制备单元和氯化钠预处理单元；
所述碳酸钠制备单元包括依次连接的第二吸氨塔1、碳化塔2、滤碱装置3和煅烧炉4；
所述氯化铵制备单元包括依次连接的第一吸氨塔5、加热器6、冷析结晶器7、盐析结晶器8、过滤器9和干燥器10；
所述滤碱装置3与所述第一吸氨塔5相连；
所述盐析结晶器8与所述第二吸氨塔1相连接；
所述盐析结晶器8和所述第二吸氨塔1之间设置有冷却器11；
所述氯化钠的预处理操作单元依次包括清洗装置12、粉碎装置13和分离装置14，所述分离装置14连接于所述盐析结晶器8；
所述正渗透装置16的一端连接有反渗透装置15；
所述正渗透装置16包括正渗透膜16-c、汲取液通道16-a和原料液通道16-b，所述汲取液通道16-a和原料液通道16-b分别位于所述正渗透膜16-c的两侧；所述反渗透装置15的浓缩液出口连接于所述正渗透装置16的原料液通道16-b的入口；
所述正渗透装置16的汲取液通道16-a的入口与所述分离装置14相连；所述正渗透装置16的汲取液通道16-a的出口与所述清洗装置12相连；
所述正渗透装置16的原料液通道16-b出口连接有蒸发结晶器17。
实施例2
一种正渗透与联合制碱工艺联产联用的方法，包括以下步骤：
将联合制碱工艺的废水进行预处理，除去废泥等杂质；处理后的混合液利用反渗透装置进行反渗透处理，得到的产水部分用于制备汲取液，正渗透处理采用的汲取液为碳铵溶液，所述碳铵溶液是由制碱工艺的原料氨、二氧化碳以及反渗透处理后得到的水制备得到；反渗透得到的废水浓缩液进入正渗透装置进行正渗透处理，将得到的废水浓缩液用于制备氨母液Ⅱ，正渗透后的汲取液进行分离回收处理，得到的碳铵蒸汽进入吸氨罐制备氨母液Ⅱ，分离后的剩余液体进入反渗透装置进行循环利用；
所述联合制碱工艺包括碳酸钠的生产工艺和氯化铵的生产工艺；
所述碳酸钠的生产工艺是利用氨母液Ⅱ吸收二氧化碳，并进行分离，得到的母液Ⅰ和碳酸氢钠，将得到的碳酸氢钠结晶进行煅烧处理得到碳酸钠，煅烧后得到的大部分二氧化碳用于碳化过程，少部分正渗透汲取液的制备；
所述氯化铵的生产工艺包括对得到的氨母液Ⅰ依次进行冷析结晶处理和盐析结晶处理；所述盐析结晶处理的氯化铵悬浮液进行分离及干燥处理，得到氯化铵，剩余混合液作为母液Ⅱ用于碳酸钠的生产工艺的吸氨液；
所述氯化钠的预处理包括：洗盐、澄清、粉碎和分离，在分离装置中的氯化钠混合液分离具体为：合格的氯化钠进入盐析结晶器是氯化铵结晶，并且作为母液原盐实现制碱工艺循环；饱和氯化钠溶液进入正渗透装置作为汲取液；剩余固液混合物返回澄清装置进一步分离提纯处理。
本实施例的工艺流程如图2所示。
实施如上正渗透与制碱工艺联产联用方法的系统，如图5所示，包括正渗透装置16、联合制碱装置、反渗透装置15和碳铵溶液制备装置18；
所述联合制碱装置包括碳酸钠制备单元、氯化铵制备单元和氯化钠预处理单元；
所述碳酸钠制备单元包括依次连接的第二吸氨塔1、碳化塔2、滤碱装置3和煅烧炉4；
所述氯化铵制备单元包括依次连接的第一吸氨塔5、加热器6、冷析结晶器7、盐析结晶器8、过滤器9和干燥器10；
所述滤碱装置3与所述第一吸氨塔5相连；
所述盐析结晶器8与所述第二吸氨塔1相连接；
所述盐析结晶器8和所述第二吸氨塔1之间设置有冷却器11；
所述氯化钠的预处理操作单元依次包括清洗装置12、粉碎装置13和分离装置14，所述分离装置14连接于所述盐析结晶器8；
所述正渗透装置16的一端连接有反渗透装置15；
所述正渗透装置16包括正渗透膜16-c、汲取液通道16-a和原料液通道16-b，所述汲取液通道16-a和原料液通道16-b分别位于所述正渗透膜16-c的两侧；所述反渗透装置15的浓缩液出口连接于所述正渗透装置16的原料液通道16-b的入口；
还包括连接于所述第二吸氨塔1的蒸馏装置19；
所述正渗透装置16的汲取液通道16-a的出口与所述蒸馏装置19相连接，所述蒸馏装置19与所述反渗透装置15相连接；
所述正渗透装置16的原料液通道16-b的出口与所述碳化塔2相连接；
所述碳铵溶液制备装置18连接于所述正渗透装置16的汲取液通道16-a的入口；
所述碳铵溶液制备装置18连接于所述反渗透装置15的产水出口。
实施例3
一种正渗透与联合制碱工艺联产联用的方法，包括以下步骤：
将联合制碱工艺的废水进行预处理，除去废泥等杂质；处理后的混合液利用反渗透装置进行反渗透处理，得到的水部分用于制备汲取液，正渗透处理采用的汲取液为碳铵溶液，所述碳铵溶液是由制碱工艺的原料氨、二氧化碳以及反渗透处理后得到的水制备得到；反渗透得到的废水浓缩液进入正渗透装置进行正渗透处理，再将通过正渗透浓缩得到的废水浓缩液进行结晶干燥处理得到结晶盐，实现废水零排放，正渗透后的汲取液进行分离回收处理，得到的碳铵蒸汽进入吸氨罐制备氨母液Ⅱ，分离后的剩余液体进入反渗透装置进行纯化精制后生产回用；
所述联合制碱工艺包括碳酸钠的生产工艺和氯化铵的生产工艺；
所述碳酸钠的生产工艺是利用氨母液Ⅱ吸收二氧化碳，并进行分离，得到的母液Ⅰ和碳酸氢钠，将得到的碳酸氢钠结晶进行煅烧处理得到碳酸钠，煅烧后得到的大部分二氧化碳用于碳化过程，少部分正渗透汲取液的制备；
所述氯化铵的生产工艺包括对得到的氨母液Ⅰ依次进行冷析结晶处理和盐析结晶处理；所述盐析结晶处理的氯化铵悬浮液进行分离及干燥处理，得到氯化铵，剩余混合液作为母液Ⅱ用于碳酸钠的生产工艺的吸氨液；
所述氯化钠的预处理包括：洗盐、澄清、粉碎和分离，在分离装置中的氯化钠混合液分离具体为：合格的氯化钠进入盐析结晶器是氯化铵结晶，并且作为母液原盐实现制碱工艺循环；饱和氯化钠溶液进入正渗透装置作为汲取液；剩余液体返回澄清装置进一步提纯处理。
本实施例的工艺流程如图3所示。
实施如上所述的正渗透与制碱工艺联产联用方法的系统，如图6所示，包括正渗透装置16、联合制碱装置、反渗透装置15和碳铵溶液制备装置18；
所述联合制碱装置包括碳酸钠制备单元、氯化铵制备单元和氯化钠预处理单元；
所述碳酸钠制备单元包括依次连接的第二吸氨塔1、碳化塔2、滤碱装置3和煅烧炉4；
所述氯化铵制备单元包括依次连接的第一吸氨塔5、加热器6、冷析结晶器7、盐析结晶器8、过滤器9和干燥器10；
所述滤碱装置3与所述第一吸氨塔5相连；
所述盐析结晶器8与所述第二吸氨塔1相连接；
所述盐析结晶器8和所述第二吸氨塔1之间设置有冷却器11；
所述氯化钠的预处理操作单元依次包括清洗装置12、粉碎装置13和分离装置14，所述分离装置14连接于所述盐析结晶器8；
所述正渗透装置16的一端连接有反渗透装置15；
所述正渗透装置16包括正渗透膜16-c、汲取液通道16-a和原料液通道16-b，所述汲取液通道16-a和原料液通道16-b分别位于所述正渗透膜16-c的两侧；所述反渗透装置15的浓缩液出口连接于所述正渗透装置16的原料液通道16-b的入口；
还包括连接于所述第二吸氨塔1的蒸馏装置19；
所述正渗透装置16的汲取液通道16-a的出口与所述蒸馏装置19相连接，所述蒸馏装置19与所述反渗透装置15相连接；
所述正渗透装置16的原料液通道16-b的出口连接有结晶干燥器20；
所述碳铵溶液制备装置18连接于所述正渗透装置16的汲取液通道16-a的入口；
所述碳铵溶液制备装置18连接于所述反渗透装置15的产水出口。
最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，但本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。
Claims (10)
1.一种正渗透与联合制碱工艺联产联用的方法，其特征在于，包括以下步骤：
将联合制碱工艺的废水作为原料液进行正渗透处理，得到的浓缩液和稀释的汲取液用于所述联合制碱工艺；
所述正渗透处理的汲取液包括氯化钠溶液和/或碳铵溶液。
2.根据权利要求1所述的正渗透与联合制碱工艺联产联用的方法，其特征在于，在所述正渗透处理前对制碱工艺的废水进行反渗透处理；
所述反渗透处理得到水和浓缩液；所述反渗透得到的浓缩液作为原料液进行正渗透处理；
优选地，还包括对制碱工艺的废水进行预处理。
3.根据权利要求2所述的正渗透与联合制碱工艺联产联用的方法，其特征在于，当所述汲取液为碳铵溶液，对正渗透处理得到的稀释的汲取液进行蒸馏处理，得到的碳铵蒸汽用于所述联合制碱工艺的吸氨；
所述正渗透处理得到的浓缩液用于所述联合制碱工艺的母液和/或进行结晶干燥制备结晶盐；
所述蒸馏处理后的液体用于所述反渗透处理；
优选地，所述碳铵溶液是由氨气、二氧化碳和所述反渗透处理得到的水制备得到。
4.根据权利要求2所述的正渗透与联合制碱工艺联产联用的方法，其特征在于，当所述汲取液为氯化钠溶液，所述正渗透处理得到的稀释的汲取液用作联合制碱工艺的原盐；
优选地，将所述正渗透处理的浓缩液进行蒸发结晶处理，得到粗盐。
5.根据权利要求1所述的正渗透与联合制碱工艺联产联用的方法，其特征在于，所述联合制碱工艺包括碳酸钠的生产工艺和氯化铵的生产工艺；
所述碳酸钠的生产工艺是利用氨母液Ⅱ吸收二氧化碳，并进行分离，得到母液Ⅰ和碳酸氢钠结晶，将得到的碳酸氢钠结晶进行煅烧处理得到碳酸钠；
所述氯化铵的生产工艺是利用所述母液Ⅰ制备氨母液Ⅰ，将氨母液Ⅰ依次进行冷析结晶处理和盐析结晶处理；所述盐析结晶处理后得到的氯化铵悬浮液进行分离及干燥处理，得到氯化铵，盐析结晶处理后的混合液作为母液Ⅱ用于碳酸钠的生产工艺；
优选地，对制碱过程采用的氯化钠进行预处理，包括：洗盐、粉碎和分离。
6.实施权利要求1～5任一项所述的正渗透与制碱工艺联产联用方法的系统，其特征在于，包括正渗透装置和联合制碱装置；
所述联合制碱装置包括碳酸钠制备单元、氯化铵制备单元和氯化钠预处理单元；
所述正渗透装置与所述碳酸钠制备单元和/或所述氯化钠预处理单元相连接。
7.根据权利要求6所述的实施正渗透与制碱工艺联产联用方法的系统，其特征在于，所述碳酸钠制备单元包括依次连接的第二吸氨塔、碳化塔、滤碱装置和煅烧炉；
所述氯化铵制备单元包括第一吸氨塔、冷析结晶器、盐析结晶器、过滤器和干燥器，所述第一吸氨塔、冷析结晶器和盐析结晶器依次连接，所述过滤器分别连接于所述盐析结晶器和所述干燥器；
所述滤碱装置与所述第一吸氨塔相连；
所述盐析结晶器与所述第二吸氨塔相连接；
优选地，所述盐析结晶器和所述第二吸氨塔之间设置有冷却器；
优选地，所述氯化钠的预处理操作单元依次包括清洗装置、粉碎装置和分离装置，所述分离装置连接于所述盐析结晶器。
8.根据权利要求7所述的实施正渗透与制碱工艺联产联用方法的系统，其特征在于，所述正渗透装置的一端连接有反渗透装置；
优选地，所述正渗透装置包括正渗透膜、汲取液通道和原料液通道，所述汲取液通道和原料液通道分别位于所述正渗透膜的两侧；所述反渗透装置的浓缩液出口连接于所述正渗透装置的原料液通道的入口。
9.根据权利要求8所述的实施正渗透与制碱工艺联产联用方法的系统，其特征在于，所述正渗透装置的汲取液通道的入口与所述分离装置相连；所述正渗透装置的汲取液通道的出口与所述清洗装置相连；
优选地，所述正渗透装置的原料液通道出口连接有蒸发结晶器。
10.根据权利要求8所述的实施正渗透与制碱工艺联产联用方法的系统，其特征在于，还包括连接于所述第二吸氨塔的蒸馏单元；所述正渗透装置的汲取液通道的出口与所述蒸馏单元相连接，所述蒸馏单元与所述反渗透装置相连接；
所述正渗透装置的原料液通道的出口与所述碳化塔相连接，或者所述正渗透装置的原料液通道的出口连接有结晶干燥器。
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