王雲，秦英杰,，郝興閣，李海慶，崔東勝，劉立強，劉晶

（1天津大學化工學院，天津300072；2潔海瑞泉膜技術（天津）有限公司，天津300300）

引 言

石化、精細化工、化肥、煤化工、制藥、農藥、有色金屬、電子、制革和城市垃圾處理等行業(yè)產生大量含氨氮廢水[1]。氨氮是造成水體富營養(yǎng)化和環(huán)境污染的主要因素之一[2-3]。最常見的氨氮脫除技術有生物法、氧化法、吹脫法、汽提法和氣態(tài)膜法 等[4-8]。其中生物法存在占地面積大、效率低、運行管理麻煩等問題；吹脫法電耗高且受溫度和料液中鈣鎂離子等多種因素的影響；精餾（汽提）法脫氨熱能耗很高，且料液中的鈣離子在堿性條件下易生成污垢使塔效率降低。氣態(tài)膜法脫氨相當于把傳統(tǒng)解吸塔與吸收塔微觀上合二為一，具有傳質推動力大、傳質面積高的優(yōu)點，同時克服了吹脫過程伴有的霧沫夾帶、溝流、液泛等問題，并具有能耗低、高效、操作方便、無二次污染等優(yōu)點。雖然氣態(tài)膜目前已得到了廣泛研究并實現工業(yè)化應用[9-11]，但是仍然存在微孔疏水膜易受污染、長期操作穩(wěn)定性差、產品單一等問題待解決。

目前氣態(tài)膜法脫氨過程研究及應用中主要以硫酸、鹽酸、硝酸等作為吸收劑并得到硫酸銨、氯化銨、硝酸銨等副產品[12-14]。然而在許多處理氨氮廢水的場合，銨鹽并非是理想的回收產品，有些企業(yè)自身可以完全回用從廢水中以高純濃氨水形式回收的氨氮；或者企業(yè)可以就近外銷濃氨水甚至液氨，因此企業(yè)希望處理氨氮廢水后的副產品是一定濃度和純度的氨水，此時使用常規(guī)的強酸性吸收劑已不能滿足要求，需開發(fā)新的吸收劑。當采用磷酸二氫銨(NH4H2PO4)作為吸收液時，它可以和透過微孔疏水膜的氨反應生成磷酸氫二銨[(NH4)2HPO4]，高濃度的(NH4)2HPO4通過精餾裝置在高溫條件下又會分解為NH4H2PO4和NH3，利用NH4H2PO4和(NH4)2HPO4相互轉化的特性將其用于氣態(tài)膜脫氨過程時不但吸收液可循環(huán)使用，還能得到一定濃度的氨水。

然而氣態(tài)膜過程采用高濃度鹽作吸收劑時滲透蒸餾現象嚴重，脫氨后所得的吸收液完成液中的磷酸氫二銨濃度較低，直接使用精餾再生吸收劑并得到較高濃度氨水時能耗較大，因而本研究采用節(jié)能效果顯著的多效膜蒸餾過程[15-18]對吸收完成液進行預濃縮?；跉庀妒侥ふ麴s組件的多效膜蒸餾過程推動力是微孔疏水膜兩側的蒸氣壓之差，僅需消耗少量電力驅動料液流經膜組件，耗電量很小，熱利用率很高，已廣泛應用于酸、堿、鹽、糖、二甲基亞砜、尿素等各種料液或廢水的分離、濃縮[15-18]。

使用可再生吸收劑的可逆氣態(tài)膜法脫氨理論上可行，但目前尚未見到相關的研究報道。本文以磷酸二氫銨為吸收劑，對用氣態(tài)膜法從廢水中脫除/回收氨氮并用多效膜蒸餾-精餾對吸收劑再生處理從而生產高純高濃氨水的工藝路線進行系統(tǒng)研究，為其工業(yè)化應用提供理論基礎。

1 實驗部分

1.1 實驗材料

試劑：濃氨水、濃鹽酸、硝酸汞、氫氧化鈉、濃硫酸、磷酸二氫銨、磷酸氫二銨、磷酸、納氏試劑、溴酚藍、乙醇、過硫酸鉀、抗壞血酸、鉬酸銨、酒石酸銻鉀，分析純，天津江天化工試劑有限公司。

1.2 儀器設備

精餾塔，塔高5 m，理論板數為15，天津大學；恒流泵，HD68型，上海青浦滬西儀器廠；電子天平，AL204-IC型，Mettler Toledo；紫外可見分光光度計，DL28型，Mettler Toledo；pH計，PB-106型，Sartorious；超級恒溫槽，JD-3015型，寧波新芝生物科技有限公司；超級恒溫水浴，SY-601，天津市歐諾儀器儀表有限公司；超濾組件，UF4040-PES膜芯，天津海水淡化與綜合利用研究所。

本實驗所使用的氣態(tài)膜脫氨組件和多效膜蒸餾組件均由潔海瑞泉膜技術（天津）有限公司提供，微孔疏水膜絲及膜組件的具體參數見表1。

多效膜蒸餾（multiple-effect membrane distillation，MEMD）過程是本課題組基于氣隙式膜蒸餾組件而設計開發(fā)出的具有內部熱能回收功能的膜蒸餾過程，節(jié)能效果顯著，其原理和特征在文獻[15-16]中有較詳細的描述。

表1 中空纖維膜及膜組件參數 Table 1 Characteristics of hollow fibers and membrane modules

1.3 實驗流程及操作

1.3.1 可逆氣態(tài)膜法脫氨 可逆氣態(tài)膜脫氨裝置如圖1所示，一定濃度的氨氮廢水或料液（濃度精確值由滴定法測定）被泵出料液儲槽，經流量計3調節(jié)流量后流過換熱器4換熱至預定溫度，流經膜組件的管程后被收集到儲槽14內；吸收液為一定質量濃度的磷酸二氫銨溶液（初始pH約為4.0）由恒流泵12泵出儲槽，經流量計11調節(jié)流量后進入換熱器10換熱至預定溫度，再流過膜組件的殼程。實驗中料液和吸收液呈逆流流動，料液采取一次性通過操作方式，吸收液采取循環(huán)操作方式。廢水或料液中的揮發(fā)性氨經由膜孔進入吸收液中而被脫除。

圖1 氣態(tài)膜脫氨裝置流程圖 Fig.1 Schematic of reversible gas membrane process for removal of ammonia

圖2 多效膜蒸餾和精餾用于吸收液再生過程示意圖 Fig.2 Schematic of MEMD and distillation for absorbent regeneration

1.3.2 吸收液再生系統(tǒng) 磷酸的pKa2=7.21，當氣態(tài)膜脫氨過程中吸收液的pH上升至8.2左右時，吸收液中的絕大部分的 H2已轉變?yōu)?，此時需要吸收完成液的再生。氣態(tài)膜法脫氨過程中以高濃度酸式鹽作吸收劑時存在嚴重的滲透蒸餾現象，部分水分由廢水側透過膜進入吸收液側，從而造成吸收完成液濃度的降低。此時，若直接進行精餾再生，不但能耗較大，所得氨水副產品的濃度也會降低。因此在吸收完成液用精餾完成再生前，先用 多效膜蒸餾裝置對其進行預濃縮。如圖2所示，儲槽中溫度為T1的吸收完成液經磁力泵輸入到MEMD膜組件內的實壁管管程，自下而上而被逐漸加熱到溫度T2，流出膜組件后經外部換熱器進一步加熱到溫度T3再返回膜組件，自上而下進入微孔膜管程，冷熱料液之間的溫差使得微孔膜管程的熱料液中的水分蒸發(fā)進入膜組件殼程在實壁管外側冷凝形成餾出液，而溫度逐漸降低為T4的流出膜組件的吸收完成液得以濃縮。在殼程產生的餾出液經殼程底部的出口導出，里面含有微量的氨氮，可以混入原廢水料液進行脫氨處理，由于其流量和氨氮值與原廢水的流量和氨氮值相比都很小，所以不會造成明顯影響。吸收完成液預濃縮到一定程度后進入精餾塔中再生，在塔頂可得到濃度為5%～18%的氨水，塔底可得到pH為4.0～6.0的再生吸收液。

2 性能指標

2.1 氣態(tài)膜過程的性能指標

2.1.1 總傳質系數（mass transfer coefficient，K） 描述穩(wěn)定氣態(tài)膜脫氨過程的一個重要參數是總傳質系數K（m·s-1），在確定膜面積S（m2）和料液流量Q（m3·s-1）的情況下，理論分析和實驗測量都表明膜組件進出口氨氮的濃度C0（mg·L-1）和Ct（mg·L-1）嚴格符合以下數學關系表達式[19]

該表達式成立的前提是吸收液側游離氨濃度為零[20]，不過以磷酸二氫銨為吸收劑時，若吸收液側pH較低時或者料液側氨濃度遠大于吸收液側氨濃度時，以上表達式仍然成立。由表達式（1）可以計算出膜組件的總傳質系數K，K值的大小表征膜組件的傳質性能，而K值的變化可以很好地反映出膜組件的性能變化，由此可判斷膜組件是否有堵塞、污染以及泄漏的情況。

2.1.2 氨氮脫除率（removal rate，η）

2.2 多效膜蒸餾過程的性能指標

2.2.1 膜通量（permeation flux，J） 膜通量是指單位時間內透過單位有效蒸發(fā)面積的餾出液的量。其計算公式如下

式中，J為膜通量，L·m-2·h-1；Q為一定時間內餾出液的量，L；S為有效蒸發(fā)膜面積，m2；t為收集Q（L）餾出液所需時間，h。

2.2.2 造水比（performance ratio, PR） 造水比能夠直接反映多效膜蒸餾過程的熱能回收利用效率。其計算公式如下

式中，PR為造水比；qd是餾出液的體積流量，L·h-1；ρd是餾出液的密度，kg·L-1；ΔHv,d是溶質濃度下餾出液的蒸發(fā)焓，kJ·mol-1；Ff是料液的體積流量，L·h-1；ρf是料液密度，kg·L-1；cp是料液的比熱容，kJ·mol-1·℃-1；T2是管側冷料液出口溫度，℃；T3是膜側熱料液進口溫度，℃。

3 實驗結果與討論

3.1 可逆氣態(tài)膜脫氨過程可行性研究

影響可逆氣態(tài)膜法脫氨效果的因素眾多，包括料液溫度、流量、氨氮濃度、pH、其中的鹽種類及濃度、吸收液流量、濃度和pH等[19-23]。此外，在可逆氣態(tài)膜脫氨過程中，所用可逆吸收劑為NH4H2PO4，而國家對廢水中磷的排放要求（＜0.5 mg·L-1）比氨氮更加嚴格，因而膜組件的潤濕、泄漏將導致帶來的新問題比待解決的問題更嚴重。因此，相對于以H2SO4、HCl、HNO3等為吸收劑的情況，以NH4H2PO4為吸收劑時對膜組件在長期操作過程中的穩(wěn)定性要求更加苛刻。本文在前人的研究基礎上，著重考察了可逆吸收液濃度、pH以及料液初始氨氮濃度對氣態(tài)膜脫氨效果的影響，并比較了PP和PTFE兩種膜組件在長期操作過程中性能的穩(wěn)定性。

3.1.1 可逆吸收液濃度對可逆氣態(tài)膜脫氨過程的影響 實驗條件為含氨料液中的氨濃度固定為2.0 g·L-1，T=25℃，Q=200 L·h-1；吸收液溫度和流量分別固定為25℃和300 L·h-1，一次性通過膜組件，改變吸收液NH4H2PO4濃度以觀察其對傳質系數的影響。由圖3可以看出，在實驗所選吸收液濃度范圍內，總傳質系數K和脫除率η在高吸收劑濃度時均不隨吸收液NH4H2PO4濃度的變化而變化；但是在低吸收劑濃度例如吸收劑濃度小于5%時，隨著吸收液濃度的降低，K和η明顯變小，且PTFE膜組件的K和η下降更加顯著。這可歸結為，當吸收液濃度較高時，吸收液中NH4H2PO4的濃度相對于透過的NH3濃度始終遠遠過量，吸收液側pH幾乎不發(fā)生變化、NH3濃度很小，因此對NH3傳質效果基本無影響；而當吸收劑不足時，吸收液側的pH明顯上升，其中的游離氨氮濃度不再可以忽略，使得實質上的傳質推動力下降，這使得實際上的表觀傳質系數K和脫除率η降低；在低濃度區(qū)時，膜組件的傳質系數越高，吸收液pH上升越快，因而PTFE膜組件的K和η下降更加顯著。吸收液濃度較高時，濃度變化對傳質無影響具有重要的實際應用意義，在實際操作過程中可以選取適當高的吸收劑濃度例如25%，且吸收液和料液之間呈逆流流動，這樣使得反應后吸收液中剩余吸收劑量盡可能低，從而使生成的銨鹽達到較高的濃度。

圖3 吸收液濃度對K及η的影響 Fig.3 Effect of absorbent concentration on Kand η

3.1.2 可逆吸收液pH對可逆氣態(tài)膜脫氨過程的影響 實驗條件為料液氨濃度固定為2.0 g·L-1， T=25℃，Q=200 L·h-1；利用NH4H2PO4和(NH4)2HPO4配制一系列濃度約為25%而pH不同的混合溶液做吸收液，T=25℃，Q=300 L·h-1，一次性通過膜組件。從圖4中可以看出當可逆吸收劑pH從4.09上升到6.35時穩(wěn)定氣態(tài)膜脫氨組件的總傳質系數K沒有出現明顯變化，PP和PTFE膜組件的K值分別維持在5.8～6.9和13.1～14.0 μm·s-1，說明在此pH范圍內NH4H2PO4和(NH4)2HPO4混合溶液有很強的緩沖性，可以保證氨吸收過程中H+充足；而當可逆吸收劑的pH大于6.5以后，K值顯著降低，說明此時后吸收液的緩沖性顯著降低，可提供的H+顯著減少。作為對比，當使用硫酸作吸收劑時，由于硫酸溶液在pH＞4的范圍內沒有緩沖性（硫酸的pKa2=1.98），隨著吸收液pH的升高，K值持續(xù)明顯下降。

圖4 吸收液pH對氣態(tài)膜傳質系數K的影響 Fig.4 Effect of absorbent pH on mass transfer coefficient Kof RGM

3.1.3 料液初始氨氮濃度對可逆氣態(tài)膜脫氨過程的影響 實驗條件為質量分數為25%的NH4H2PO4溶液作為吸收液，初始pH=4.02，溫度和流量分別固定為25℃和300 L·h-1；料液溫度和流量分別固定為25℃和200 L·h-1，改變料液初始氨氮濃度以觀察其對傳質系數的影響。由圖5可以看出，傳質系數K受料液初始氨氮濃度影響較小，在實驗條件下，當料液中氨氮初始濃度由1000升至5000 mg·L-1，PP和PTFE氣態(tài)膜組件的總傳質系數K分別始終保持在6.5和13.7 μm·s-1左右；而當料液中氨氮初始濃度由1000降至25 mg·L-1時，K值有所降低。這主要是因為以NH4H2PO4溶液作為吸收液時，吸 收液側游離氨濃度不嚴格為零，當料液氨氮濃度較高時，吸收液側游離氨濃度對膜兩側傳質推動力的影響仍然可忽略不計；而當料液氨氮濃度很低時，吸收液側游離氨濃度對傳質推動力的影響就凸顯出來，進而導致K值的降低。

圖5 料液初始氨氮濃度C0對K、η及Ct的影響 Fig.5 Effect of feed-in ammonia concentration on K, ηand Ct

由圖5還可以看出，以NH4H2PO4做吸收液的氣態(tài)膜過程可有效脫除廢水中的氨氮，單級膜組件的氨氮脫除率可達85%甚至95%以上；當料液初始氨氮濃度較低時，料液出口氨氮濃度可降至10甚至5 mg·L-1以下。這說明即使料液或廢水中的氨氮值很高，也可采用可逆氣態(tài)膜法脫氨，通過多級膜組件串聯的形式實現廢水的達標排放。

3.1.4 可逆氣態(tài)膜脫氨過程長期穩(wěn)定性 實驗條件為料液中氨濃度固定為3.0 g·L-1，T=25℃，Q=200 L·h-1；吸收液NH4H2PO4初始濃度為25%，吸收液pH控制在4.0～6.0，T=25℃，流量Q=300 L·h-1。料液出口磷含量（C(P)）采用鉬酸銨分光光度法（GB 11893—89）準確測量。

由圖6可以看出，PP膜組件在運行50 d后K值出現了明顯的下降，在運行30 d時料液出口就檢測到了磷的存在，運行60 d時料液出口磷含量就已高達51.3 mg·L-1，這遠遠超出了國家排放標準；而PTFE膜組件在穩(wěn)定運行70 d后K值仍維持在13.7 μm·s-1左右，且在料液出口仍未檢測到磷的存在。PTFE膜組件不僅表現出了良好的操作穩(wěn)定性且傳質系數也遠遠大于PP膜，因此使用PTFE膜組件的可逆氣態(tài)膜過程脫除廢水中的氨氮是可行的。

圖6 可逆氣態(tài)膜脫氨過程穩(wěn)定性 Fig.6 Long-term operation stability test of SGM performance

圖3～圖6的結果說明，采用NH4H2PO4溶液作為氣態(tài)膜脫氨過程中的吸收液是可行的；在以NH4H2PO4溶液為吸收劑進行氣態(tài)膜脫氨時，PTFE膜組件表現出了遠優(yōu)于PP膜組件的傳質性能和穩(wěn)定性。

3.2 吸收完成液濃縮

采用質量分數為25%的NH4H2PO4溶液（初始pH=4.02，25℃時密度=1.14 g·ml-1）作為吸收液，初始體積為35.0 L，在25℃下（廢水和吸收液溫度保持相同）使用可逆氣態(tài)膜過程從濃度為2.0 g·L-1的料液中脫除回收氨氮，吸收液和料液的流量分別固定為300和200 L·h-1。料液中的氨氮可脫除 90%以上，當廢水的處理量為300 L時，吸收液pH上升至8.2，此時終止實驗。由于使用鹽作吸收液存在嚴重的滲透蒸餾現象，實驗終止時得到的循環(huán)使用的吸收液完成液的體積為50.0 L，25℃時密度為1.10 g·ml-1。為降低再生過程的整體能耗，先采用多效膜蒸餾過程將吸收液完成液濃縮近1/2，然后再進行精餾再生。本文研究了多效膜蒸餾過程濃縮用于吸收完成液的可行性，并針對磷元素嚴苛的排放標準，對PP、PTFE多效膜蒸餾膜組件長期用于吸收完成液濃縮的穩(wěn)定性進行了研究。

3.2.1 吸收完成液的多效膜蒸餾濃縮過程 如圖7所示，取50 L吸收液完成液（密度ρ為1.10 g·ml-1，pH=8.2），固定冷料液和加熱后料液的進口溫度T1、T3為25和95℃，以40 L·h-1的進料速度在多效膜蒸餾組件中循環(huán)流動，當餾出液體積（V）達到25 L時終止實驗。

圖7 吸收液完成液的多效膜蒸餾濃縮過程 Fig.7 Concentration of used absorbent by using MEMD

濃縮過程中，造水比和膜通量的變化如圖7所示。由圖7可以看出，PTFE膜蒸餾組件的性能優(yōu)于PP膜組件，而且隨著濃縮過程的進行，膜通量和造水比均呈下降趨勢，但當餾出液體積達25 L時，PTFE膜蒸餾組件的膜通量和造水比分別仍可達3.12 L·m-2·h-1和7.82，該造水比值仍然優(yōu)于8效蒸發(fā)器的節(jié)能效果。膜通量的下降主要歸咎于隨著濃縮過程的進行，料液的濃度升高，料液沸點和黏度隨之升高，進而導致料液側水蒸氣分壓不斷下降以及傳質、傳熱阻力的增大。造水比的減小則主要是由于膜通量的下降所導致的餾出液所攜帶的冷凝潛熱的減少；其次，傳質阻力的增加使得膜兩側溫差增大，導致更多的熱量以熱傳導的方式損失到冷料液側。

3.2.2 吸收完成液多效膜蒸餾法濃縮過程穩(wěn)定性 以濃縮1倍后的吸收完成液（25℃時密度約為1.16 g·ml-1，pH=8.1）為料液，固定進料流量為40 L·h-1，冷、熱料液的進口溫度T1、T3為25和95℃，考察多效膜蒸餾濃縮吸收完成液過程的長期穩(wěn)定性，結果如圖8所示。

由圖8可以看出，在長達120 d的穩(wěn)定性實驗過程中，PP和PTFE多效膜蒸餾組件的膜通量和造水比均表現出了良好的穩(wěn)定性；但PP膜組件在運行24 d后餾出液中就檢測到了磷的存在，運行120 d 后餾出液中磷含量（Cd(P)）達到了80.3 mg·L-1，遠高于國家排放標準；而PTFE膜組件的餾出液中始終未檢測到磷。

圖8 多效膜蒸餾過程穩(wěn)定性 Fig.8 Long-term operation stability test of MEMD performance

圖7和圖8的結果說明，采用多效膜蒸餾過程濃縮可逆氣態(tài)膜脫氨過程的吸收完成液是可行的；但在長期操作的情況下，使用PP膜組件會出現餾出液磷含量超標的問題，而使用PTFE膜組件不僅不存在餾出液磷含量超標的問題且具有更高的膜通量和造水比。因此，PTFE膜蒸餾組件更適合用于吸收完成液的濃縮。

3.3 吸收完成液精餾再生

吸收液完成液濃縮1倍后，25℃時密度約為1.16 g·ml-1，pH=8.1，可進一步使用精餾再生。進料溫度20℃，料液流量20 L·h-1，塔釜出料；精餾塔塔高為5 m，理論板數為15，采用蒸汽直接加熱方式，得到四組間歇精餾實驗數據見表2。

從表2中可以看出通過調節(jié)回流比和加熱蒸汽的溫度，精餾法可以將(NH4)2HPO4分解為NH4H2PO4，并得到高濃度的純氨水，使吸收液得到再生回用。

可逆氣態(tài)膜-多效膜蒸餾-精餾耦合工藝能耗低，其電耗約為1 kW·h·m-3氨氮廢水，蒸汽消耗量為28～40 kg·m-3氨氮廢水；而傳統(tǒng)的蒸汽汽提過程每處理1 m3氨氮廢水，蒸汽耗量為130～180 kg，是該耦合工藝的5倍左右。

3.4 制藥廢水中試實驗

料液：某制藥廠氨氮廢水，通過多級泡沫分離和微超濾預處理以提高料液表面張力后進行可逆氣態(tài)膜脫氨-吸收完成液多效膜蒸餾濃縮-精餾法吸收液再生中試實驗，處理后的制藥廢水數據見表3。

（1）氣態(tài)膜法脫氨過程：采用PTFE氣態(tài)膜組件處理含氨廢水，采用相同規(guī)格的組件三級串聯；吸收液為NH4H2PO4溶液，在每級組件的殼程間分別循環(huán)流動。

（2）多效膜蒸餾濃縮過程：吸收完成液（稱作富氨溶液），由于滲透蒸餾而被稀釋，先使用PTFE多效膜蒸餾過程濃縮至40%以上，造水比為7.8，蒸出淡水量為12 L·h-1。

表2 精餾塔操作參數對所得到的氨水濃度的影響 Table 2 Effect of distillation operating parameters on ammonia concentration

表3 制藥廢水處理后的數據 Table 3 Data of treated pharmaceutical wastewater

（3）精餾法吸收液再生過程：多效膜蒸餾濃縮液進入精餾塔內，高溫分解（140～150℃），使?jié)饪s液中的(NH4)2HPO4轉變?yōu)镹H4H2PO4，得到pH為4.4的NH4H2PO4再生吸收液和濃度為15.2%（密度為0.941 g·cm-3）的氨水溶液。

（4）原廢水中含有異丙醇雜質，在氣態(tài)膜法脫氨過程中，揮發(fā)性異丙醇不可避免地進入吸收液中，但是在高濃度磷酸鹽的鹽析效應下，吸收液中的異丙醇明顯低于原廢水中的異丙醇含量。在多效膜蒸餾預濃縮過程中，異丙醇被相當程度地脫除進入餾出液，這其中也有鹽析效應的貢獻。而在精餾再生過程中，雖然揮發(fā)性的異丙醇和氨一并在精餾塔頂得到富集，但是副產品氨水中的異丙醇含量僅為原廢水中的11%。這是傳統(tǒng)精餾過程不能達到的分離效果，這主要歸功于鹽析效應的二次利用。

4 結 論

本文研究了吸收劑可再生且副產濃氨水的可逆氣態(tài)膜法脫氨的可行性，研究了可逆氣態(tài)膜脫氨、多效膜蒸餾對吸收完成液濃縮和吸收完成液精餾過程中的影響因素，得到了如下結論：

（1）通過吸收劑可再生的可逆氣態(tài)膜脫氨-多效膜蒸餾-精餾耦合工藝可以有效地將廢水中的氨氮降至排放標準，同時回收廢水中的氨氮得到高純濃氨水作為副產品，吸收劑可再生循環(huán)使用。

（2）可逆氣態(tài)膜脫氨過程中可逆吸收劑的初始pH對傳質系數影響不大，這說明磷酸二氫銨和磷酸氫二銨混合溶液有很強的緩沖性，可以保證氨吸收過程中H+充足，即采用磷酸二氫銨溶液作為氣態(tài)膜脫氨過程中的吸收液是可行的；當廢水中的初始氨氮濃度在1000～5000 mg·L-1間變化時，可逆氣態(tài)膜脫氨過程的總傳質系數K基本穩(wěn)定，K和氨氮脫除率η分別可達13.9 μm·s-1和97.5%。

（3）多效膜蒸餾過程濃縮富含氨氮的吸收完成液，造水比可達7.8以上，節(jié)能效果顯著。

（4）在長期操作過程中，PTFE氣態(tài)膜脫氨組件和多效膜蒸餾組件性能穩(wěn)定，料液出口和餾出液中始終未檢測到磷的存在，可滿足可逆氣態(tài)膜-多效膜蒸餾-精餾過程對組件性能的嚴苛要求。

（5）由于吸收劑的鹽析效應，料液中的揮發(fā)性物質在副產品氨水中的含量大為降低，這是傳統(tǒng)精餾過程無法達到的。

（6）可逆氣態(tài)膜-多效膜蒸餾-精餾過程每處理1 m3氨氮廢水約耗電1 kW·h、耗蒸汽28～40 kg，總能耗僅為傳統(tǒng)精餾過程的1/5左右。

（7）該耦合過程可高效節(jié)能地脫除料液或廢水中的氨氮并回收為高純高濃的氨水，同時實現可逆吸收劑的循環(huán)利用。

（8）該耦合過程為氨氮廢水的高效節(jié)能型達標治理提供了一條新途徑。

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