"正浸透膜処理工程で得られた準高浸透圧溶液から溶質成分を分離して淡水を得る分離手段が、前記準高浸透圧溶液の溶質成分を気体として回収するための高さ位置の異なる複数の回収口と、ポンプにより供給されるキャリアガスを流入するキャリアガス供給口を備え、前記分離手段で回収した気体を準高浸透圧溶液に溶解するための再溶解手段が、前記分離手段の複数の回収口から回収された気体を分圧の高い順に溶解するための複数の注入口を備えたことを特徴とする淡水精製装置。請求項1に記載の淡水精製装置において、前記準高浸透圧溶液がNH3およびCO2を溶解した水溶液であり、NH3分圧がCO2分圧よりも高い気体を回収する回収口を低位置に設けたことを特徴とする淡水精製装置。請求項1に記載の淡水精製装置において、前記キャリアガス供給口が複数個設けられ、少なくとも一つのキャリアガス供給口が、いずれの回収口よりも下部に設置され、別のキャリアガス供給口が複数の回収口の間に設置されることを特徴とする淡水精製装置。請求項1に記載の淡水精製装置において、前記分離手段の各回収口から排出される気体のうちNH3の分圧がCO2の分圧よりも高い気体を前記再溶解手段に供給するための供給口が、前記再溶解手段に供給される準高浸透圧溶液に最初に接触するような位置に設けられていることを特徴とする淡水精製装置。請求項1に記載の淡水精製装置において、前記分離手段と前記再溶解手段を接続する配管、該配管に取付けられたポンプまたはバルブに、淡水精製操作時に前記分離手段の回収口から排出された気体のNH3およびCO2の各分圧よりも低い分圧でこれらを含むキャリアガスを定期的に供給するポンプを接続し、前記配管、ポンプまたはバルブに析出した固体を分解させることを特徴とする淡水精製装置。請求項1に記載の淡水精製装置において、前記正浸透膜処理工程で得られた準高浸透圧溶液、前記分離手段で得られた淡水、前記回収口から排出されるガス、前記注入口に注入されるガス、前記再溶解手段から排出される水またはガスの圧力、温度、流量、NH3濃度、CO2濃度、導電率を計測し、計測結果を用いて前記分離手段および前記再溶解手段から排出される水またはガス中の不純物濃度を推定し、これらの推定値または計測値に基づいて、キャリアガスおよび前記溶液の供給量を制御する手段を有することを特徴とする淡水精製装置。特許文献1には、蒸留によって揮発性カチオンNH4と揮発性アニオンCO32を個別に回収する方法が提示されている。このうち蒸留塔を用いて蒸留する方法では、通常、気相の分圧に応じて溶液中のNH3濃度が決まる。しかし、準高浸透圧溶液を対象とする場合、通常の蒸留塔を適用すると、ガスの発生量と、最終的に到達するべき液中の溶質濃度の点で問題がある。すなわち、最終的には数mol/Lの溶液中の溶質の大部分をガスとして分離するため、初期段階では、供給する準高浸透圧溶液の量に対して大量のガスが発生する。一方、最下層においては、液中のNH3濃度を数mg/Lに低減する必要から、NH3分圧を十分低くする必要がある。この蒸留は比較的低い温度で運転されるため、水の蒸気圧も低く、したがって、下層における気相の全圧が低い。初期段階での発生ガスの回収を考慮しても、運転の揺らぎによる下段への圧力の影響が生じ、淡水の純度が悪化する。特に、充填塔の場合は、気相が棚段で分割されていないため、影響が大きくなる。このことは、安全率を持たせた設計を要求され、結果として蒸留塔を大型化させる原因となる。また、特許文献1では、揮発性カチオンと揮発性アニオンを個別に回収するとしているが、完全に個別に回収することは困難である。そのため、高濃度のNH3,CO2が共存する状態がやはり生じることから、配管や溶解工程での固体カルバミン酸アンモニウムの析出による閉塞、さらには、正浸透膜処理工程への混入によるファウリングが生じるという問題がある。特許文献2には、複数の蒸留塔を用いてNH3/CO2系Draw溶液から淡水を精製する装置が記載されている。第1塔の蒸気を第2塔のリボイラーの熱源とすることで、使用エネルギーを低減することができるとしている。ガスの分離に関しては、特許文献1と同様の問題点がある。また、NH3とCO2ガスを同時に回収するため固体析出のリスクが高いが、分離ガスの溶解については記述がない。本発明の目的は、準高浸透圧溶液からのガス成分の回収を効率よく行い、運転継続の障害になる固体の析出を抑制できる、正浸透膜処理における淡水精製装置を提供することにある。上記の目的を達成するため、本発明は、正浸透膜処理工程で得られた準高浸透圧溶液から溶質成分を分離して淡水を得る分離手段が、前記準高浸透圧溶液の溶質成分を気体として回収するための高さ位置の異なる複数の回収口と、ポンプにより供給されるキャリアガスを流入するキャリアガス供給口を備え、前記分離手段で回収した気体を準高浸透圧溶液に溶解してするための再溶解手段が、前記分離手段の複数の回収口から回収された気体を分圧の高い順に溶解するための複数の注入口を備えたものである。本発明によれば、分離手段から排出される淡水と平衡となる気体にキャリアガスを添加することでNH3分圧を低減し、より不純物の少ない淡水が得られるとともに、配管中でのカルバミン酸アンモニウムの生成を抑制できる。図面を用いて本発明の各実施形態を説明する。[第1実施形態]図1は本発明の第1実施形態に係る海水淡水化システムのブロック図である。図1に示すように、本実施形態の海水淡水化システムは、正浸透膜処理工程で得られた準高浸透圧溶液1から溶質成分を分離して淡水7を得る分離手段3と、分離手段3に設けられた回収口4、5及びキャリアガス供給口6と、正浸透膜処理工程で得られた準高浸透圧溶液2が供給され、NH3とCO2を順次溶解して正浸透膜処理工程で用いられる高浸透圧溶液15を得る再溶解手段14と、分離手段3の上部に設けられた回収口4と再溶解手段14の低部に設けられた注入口13とを分離ガスポンプ8及び分離ガスポンプ8を介して接続する配管と、再溶解手段14の上部と分離手段3の低部に設けられたキャリアガス供給口6とをキャリアガスフィルタ17が付設されたバルブ16、キャリアガスポンプ10及びバルブ11を介して接続する配管と、分離手段3の中位置に設けられた回収口5と再溶解手段14の中位置に設けられた注入口12とを接続する配管と、で構成されている。分離手段3および再溶解手段14には、正浸透膜処理工程で得られた準高浸透圧溶液1、2が供給されるが、正浸透膜処理工程では、海水を原水とし、半透膜である正浸透膜を介して海水中の水を高浸透圧溶液に回収する。この正浸透膜処理によって、高浸透圧溶液の濃度は、正浸透膜処理工程に供給されるときの濃度よりも低下するが、海水よりは高い浸透圧であり、準方向への駆動力を維持できるだけの浸透圧を有している。高浸透圧溶液としてNH3とCO2を溶解した溶液を用いる。例えば、NH3とCO2を当モルずつ溶解させる、組成的には重炭酸アンモニウムNH4HCO3溶液を使用することとなる。溶液の浸透圧は数1から算出することができる。数1Π=iRTC...1ここで、Πは浸透圧、Rは気体定数、Tは絶対温度、Cは溶液のモル濃度、iはファントホッフの係数である。ファントホッフの係数iは、溶質が電解質の場合で電離が生じる影響を表す係数である。海水の浸透圧25MPaより大きな浸透圧で駆動させるためには、NH4/CO2で1~5mol/L程度が必要となる。1mol/LのNH4HCO3溶液1LからNH3とCO2を気体として全量放出させると、448L0°C、01013MPaとなる。分離手段3により準高浸透圧溶液1の溶質成分を分離し、淡水7得る。分離手段3の構造は、棚段塔または充填塔のいずれを用いてもよい。塔高さや径、塔の形式や充填物の形状などにより分離性能が異なるが、準高浸透圧溶液1と淡水7中のNH3とCO2の溶解濃度を設定すれば、それぞれ理論段数や移動単位数NTU:NumberofTransferUnitsの指標を用いることで同等の性能の塔を設計できる。操作温度は、溶質がガスとして分離できる温度で、かつ水の沸点より低い温度である40~80°Cが望ましい。この温度を得るため、分離手段3の入口部には図示しない加熱手段を設けている。加熱手段で得る温度は、高温であるほど分離速度は速いが、準高浸透圧溶液1を加熱するためのエネルギーが必要となる。なお、加熱手段の代わりに、分離手段3を真空装置により減圧することも考えられる。回収口4、5、キャリアガス供給口6は、それぞれ分離手段3の高さ方向で異なる高さに設置される。回収口4は、塔の上部に設け、CO2分圧がNH3分圧に比べて高い気体を回収する。回収口5は、回収口4とキャリアガス供給口6の間に設置する。回収口5からはNH3分圧がCO2分圧に比べて高い気体を回収する。キャリアガス供給口6は、塔の低部に設け、キャリアガスポンプ10により、バルブ11を介してキャリアガスが分離手段3に供給される。キャリアガスの供給により気液比が増大する、すなわち、キャリアガスと準高浸透圧溶液1との接触面積が増大すると、ガスの分離速度が増加する。キャリアガスとしては、CO2やNH3との反応性が低い気体であればよく、空気、N2、Ar、Heなどを使用することができる。本実施形態では空気を使用した場合を示しており、キャリアガスフィルタ17で気中の粉塵をフィルタして追加供給できる構成としている。回収口5の位置は、回収口4と回収口5で得られるガスの組成によって決定する。回収口4と回収口5から排出されるガスにはNH3とCO2が共に含まれるため、温度条件によってはカルバミン酸アンモニウムや重炭酸アンモニウムなどのNH3,CO2またはH2Oを原料とする化合物が析出する。この析出を抑制するためには、NH3とCO2をそれぞれ分離することが効果的である。NH3とCO2の単独の系では、分圧が50kPaとなる場合の液相中のモル分率はそれぞれ266×102、34×104と非常に大きな差があり、溶解度の低いCO2を容易に分離できるように見える。しかし、NH3とCO2が混合した系NH3/CO2系では、NH3とCO2単独系とは異なった溶解特性を示すため、溶解度の低いCO2だけを塔の上部から回収することは困難である。NH3/CO2系での分圧は、例えば、Mishimaらの報告書KMishimaetalJChemEngJapanVol28p144では、35815K、01013MPaで、溶液中のNH3:CO2=1:1の場合の分圧は、共に約003MPaであることが分かる。このことは、CO2はNH3と同程度の低い分圧でも高い溶解度を有しており、単独の系に比べて混合系ではCO2を単離することが困難であることを意味している。そのため、回収口4、回収口5では、CO2とNH3が混合したガスが回収される。NH3/CO2系であっても、CO2はNH3に比べて分離されやすいため、回収口4におけるCO2:NH3の比は、回収口5でのCO2:NH3の比に比べて大きい。このとき、後段の再溶解手段14での溶解効率とマスバランスを考慮すると、回収口4におけるCO2:NH3の比が回収口5におけるNH3:CO2の比が同程度の値となり、かつ、比の値が大きく取れる位置に回収口4bを設けることが望ましい。この位置は、操作温度や準高浸透圧溶液1の組成によっても異なるが、上記文献に示したような混合系における分圧データを用いて決定することができる。実際の分離手段3の高さは、分離手段の種類例えば棚段塔や充填塔によって異なる。これは、単に段または単位高さあたりの分離性能が異なるためである。ここでは、段数または単位高さで規格化して、上記のガス組成の条件を満たす回収口4、5の位置を検討する。分離手段3を、回収口4から回収口5上端まで分離手段3の上部と、回収口5からキャリアガス供給口6まで分離手段3の下部の2つに分割して考える。そして、分離手段3の上段の上端で、平衡状態のガスCO2とNH3の混合ガスを得るものとする。分離手段3の上部では、上端で回収するガスの物質量分が溶液から分離されるものとして、下端での溶液濃度を算出する。また、分離手段3の上部の下端と分離手段3の下部の上端では、溶液の濃度は同じで、分離手段3の下部から分離手段3の上部へのガスの移行はないものとする。平衡状態でのNH3とCO2の分圧は、NH3-H2O系、CO2-H2O系、および、Mishimaらの報告のデータ溶液のモル分率と各ガスの分圧との関係を元に、NH3とCO2の全溶解量で補正等を行って算出した。分離手段3の温度を35815K、分離手段3の上部へ供給される溶液中のNH3とCO2の濃度をともに15mol/Lとした。また、淡水7中のNH3濃度が59×105mol/L1mg/L、CO2濃度が23×105mol/L1mg/Lとなるようにした。この計算条件の下で、回収口4におけるCO2:NH3の比が回収口5におけるNH3:CO2の比が同程度の値となり、かつ、比の値が大きく取れる位置を求めた結果、分離手段3の上部の高さ:分離手段3の下部の高さ=1:6が得られた。すなわち、分離手段3の上端に回収口4、下端にキャリアガス供給口6を設定したとき、回収口5は、この間で回収口4から1/7となる位置に設置すればよい。このとき、回収口4から得られるガス中のCO2:NH3比は17:1、回収口5から得られるガス中のNH3:CO2比は25:1と計算される。温度や分離手段3へ供給される準高浸透圧溶液1の濃度が異なる場合も、同様なCO2、NH3、H2Oの溶液と分圧のデータを用いて、回収口の開口位置を設定することができる。回収口4から排出されるガスは、配管を通って再溶解手段14の下部に設置された注入口13から供給される。また、回収口5から排出されるキャリアガスを含むガスは、分離ガスポンプ8とバルブ9を介して、圧力が調整された後、再溶解手段14の中段に設けられた注入口12から供給される。分離ガスポンプ8の風量は、キャリアガスポンプ10の供給量および分離手段3の回収口5より下部で分離されるNH3とCO2の混合ガスの発生量の合計かまたはそれより小さい量とする。これは、特に充填塔を用いる場合に、上段で分離したガスが下段に流入し、分離性能を低下させるのを防ぐためである。再溶解手段14には、分離手段3と同様に棚段塔や充填塔を用いることができる。上部から準高浸透圧溶液2を噴霧し、分離手段3で得られた混合ガス中のNH3とCO2を順次溶解する。低温での操作がガスの溶解には有利であるが、少なくとも0°Cから分離手段3の操作温度の範囲であることが望ましい。再溶解手段14の仕様は、キャリアガスの流量、操作温度、注入口12、13におけるNH3とCO2の混合ガスの分圧、準高浸透圧溶液2の濃度および流量、高浸透圧溶液15の濃度によって決定される。再溶解手段14では、まず、溶解度の高いNH3の割合が多い混合ガスを供給して、準高浸透圧溶液2のpHを上昇させる。すなわち、NH3の分圧がCO2の分圧より高いNH3の割合がCO2の割合より大きい回収口5のガスをまず供給する。続いて、CO2の分圧がNH3の分圧より高いCO2の割合がNH3の割合より大きい回収口4のガスを、塔底部の注入口13から供給する。分離手段3において、いずれかのガスの分圧を増加させた効果として、再溶解の効率化が挙げられる。再溶解手段14への供給圧力を一定とした場合、NH3とCO2の組成によってそれぞれのガスの分圧が増減する。回収口5でNH3:CO2=2:1とした場合、キャリアガス:NH3CO2の比を一定とすると、全量回収した場合NH3:CO2=1:1に比べて、133倍となる。これにより、塔の各段での溶解量が増加し、塔全体の効率が向上する。NH3:CO2比の調整は、pHの点からも再溶解手段における溶解効率向上につながる。CO2は中性の水に溶解させるよりも、pHの高い溶液に溶解させる方が、低いCO2分圧でより多くを溶解させることができる。これは、溶液中でCO2OH→HCO3、HCO3OH→CO32H2Oが進行し、重炭酸イオンや炭酸イオンとして溶解しやすくなるためである。そのため、本実施例では、注入口12の位置でのpHを高められるよう、すなわち、NH3分圧が高く、NH3:CO2比が大きい回収口5の混合ガスを注入口12に供給している。注入口12のレベルでのpHがアルカリ性、望ましくはpH≧9となるよう、ガスの組成を調整することが望ましい。NH3とCO2は準高浸透圧溶液に溶解するが、キャリアガスの大部分は溶解せずに再溶解手段14の上部に到達し、排出される。バルブ16では、再溶解手段14からの流入とキャリアガスフィルタ17からの流入を調整し、キャリアガスポンプ10を介して分離手段3へ供給する。このような構成とすると、より不純物の少ない淡水が得られるとともに、配管中でのカルバミン酸アンモニウム等の生成を抑制できる。また、再溶解手段においてNH3の分圧がCO2の分圧に比べて高い回収ガスNH3とCO2の混合ガスを先に溶解させることができ、準高浸透圧溶液のpHが上昇し、続いて供給する回収ガスNH3とCO2の混合ガス中のCO2の溶解を促進できる。[第2実施形態]図2は本発明の第2実施形態に係る淡水精製装置のブロック図である。本実施形態の淡水精製装置は、実施形態1の構成の他に、分離手段3の回収口5より上部の位置にキャリアガス供給口18を設け、キャリアガス供給口18にキャリアガスポンプ20、バルブ21を介してキャリアガスフィルタ19を接続している。又、準高浸透圧溶液1をバルブ22を介して分離手段3に供給するようにし、分離手段3からバルブ23を介して淡水7を得るようにしている。本実施例における淡水精製装置の処理においてはバルブ22、23を開とし、分離手段3の上部から準高浸透圧溶液1を供給し、淡水7を分離手段3の下部から回収する。キャリアガスポンプ20により供給口18から、キャリアガスポンプ10で供給するガスと同じガスを供給する。供給口18の設置位置は、回収口5よりも上段に設置される。分離手段3が棚段塔の場合は、異なる段に供給口18と回収口5を設ける。また、充填塔の場合は、供給口18から回収口4までの距離が、供給口18から回収口5までの距離より短くなるように設置するのが望ましい。これにより、キャリアガスの逆流下向きの流れの発生を抑制できる。なお、キャリアガスはバルブ11から分岐して用いてもよい。各ポンプの流量は、回収口5におけるガスのNH3:CO2の比を低下させないように設定する。すなわち、分離ガスポンプ8の流量=ポンプ10の流量低部から回収口5の間でのNH3とCO2の回収量とする。一方、キャリアガスポンプ20の流量は、供給口18から回収口4間の各段におけるガスの生成による圧力増加および、棚段または充填塔による圧損を考慮し、供給口18からのキャリアガスが回収口5に到達しないような条件とする。本実施形態においては、淡水精製処理だけでなく、配管洗浄のための運転を定期的に実施することができる。これは、回収口4から注入口13の間の配管、および、回収口5から注入口12の間の配管、ポンプおよびバルブに析出した物質を分解するのが目的である。これらの配管や機器は、NH3とCO2がそれぞれ気体として存在するために、分離手段3と同様の温度に維持する。しかし、高濃度のNH3やCO2が長期間流通すると、カルバミン酸アンモニウム等の固体が析出しやすくなる。そのため、以下の操作を実施する。バルブ23およびバルブ22を閉とする。一方、キャリアガスポンプ10、20および分離ガスポンプ8は継続運転する。この運転により、回収口4、5のNH3とCO2の濃度は共に徐々に低下し、キャリアガスの割合が増加する。そのため、気相中から配管や機器に析出した固体へのさらなる析出は生じなくなり、逆に、析出物の分解に必要な所定の温度を維持することで、析出物を分解、除去することができる。配管等の洗浄のための上記の運転は、キャリアガス中のNH3とCO2の濃度が、分離操作における濃度の1/10以下に低減された後、1-24h程度実施することが望ましい。このような構成とすると、分離手段3の上段CO2を主に回収する部分において、大気圧での運転を想定した場合、実施形態1よりも気相中のCO2分圧が低減されるため、より効率よくCO2を分離回収することができる。また、配管等におけるNH3とCO2の分圧が低下することと、配管等の洗浄運転を実施する構成にしていることから、カルバミン酸アンモニウム等のNH3とCO2を原料とする化合物の生成成長抑制と除去が可能となる。本実施例の分離手段3では、一つの塔に対して回収口とキャリアガス供給口をそれぞれ2か所に設定したが、塔を2つに分割し、それぞれの塔に回収口とキャリアガス供給口を設けた構造としてもよい。これにより、塔の高さおよび建屋規模の低減が可能となる。[第3実施形態]図3は、本発明の第3実施形態に係る淡水精製装置のブロック図である。本実施形態の淡水精製装置は、実施形態1の構成の他に、回収口4にバルブ三方バルブ24を介してヒータ25、キャリアガスフィルタ26が接続され、バルブ三方バルブ24の残りの一方がキャリアガスポンプ27、バルブ28を介して注入口13に接続されている。又、準高浸透圧溶液1をバルブ22を介して分離手段3に供給するようにし、分離手段3からバルブ23を介して淡水7を得るようにしている。本実施形態における淡水精製装置の処理においては、実施形態1と同様、分離手段3に準高浸透圧溶液1を供給し、回収口4、5からそれぞれガスを回収する。分離手段3へのキャリアガス供給はポンプ10のみで実施する。回収口4から排出される気体とキャリアガスをバルブ三方バルブ24により混合し、キャリアガスポンプ27により、再溶解手段14に供給する。このとき供給されるキャリアガスは、キャリアガスフィルタ26で処理したのち、配管内で維持されている温度と同じ温度までヒータ25で加熱される。キャリアガスポンプ27の吐出側には圧力調整弁を設け、CO2とNH3の混合ガスの各分圧がそれぞれ回収口5における分圧よりも低くなるように調整した後、注入口13に送られる。実施形態2の場合と同様に、配管、機器等の洗浄を定期的に実施する。このとき、バルブ22、23を閉じ、かつ、バルブ三方バルブ24はキャリアガスのみをキャリアガスポンプ27に供給できるように操作する。配管等の洗浄時間は実施形態2と同様に1-24hが望ましい。なお、キャリアガスはバルブ11から分岐して用いてもよい。このような構成とすると、実施形態1の効果に加え、配管等をキャリアガスで洗浄運転でき、カルバミン酸アンモニウム等のNH3とCO2を原料とする化合物の除去性能を向上できる。キャリアガス中のNH3とCO2のそれぞれの分圧は実施形態2の場合よりも低いため、より高い除去性能が期待できる。[第4実施形態]図4は本発明の第4実施形態に係る淡水精製装置のブロック図である。本実施形態では、センシングによるキャリアガス供給と逆洗実施の制御を行っている。本実施形態の淡水精製装置では実施形態3の構成の他に、制御手段51、センサー29~33、35、38、ポンプ34、36、バルブ37を備えた構成となっている。センサー29~33、35、38の情報に基づき、必要な淡水精製量とその水質を満足するために、各ポンプ、バルブを制御する。膜を用いた海水淡水化では、海水や添加薬剤中の無機物質、有機物質、および、生物を原因とした膜の目詰まりファウリングが生じる。逆浸透膜処理の場合、高圧ポンプによる供給量の調整ができるため、ファウリングによる膜間差圧の上昇にも比較的容易に対応できる。一方、浸透圧差を駆動力とし、高圧ポンプを持たない正浸透膜処理においては、ファウリングの進展が処理量や正浸透膜処理で得られる水質に影響を与える。膜間差圧が大きくなった場合、例えば、高浸透圧溶液の供給量を増加させ、浸透圧差を高い値で維持する運転が想定される。このとき、淡水精製工程では、より高濃度の準高浸透圧溶液が供給されることとなる。したがって、分離手段3および再溶解手段14における最適な操作条件が変化することになる。実施形態4ではこれに対応するため、各種のセンサーを設置し、センサー情報に基づいて準浸透圧溶液やキャリアガスの供給、洗浄操作の実施を制御するものである。センサー35は導電率計と流量計を有する。センサー29は流量計、温度計、圧力計、CO2濃度計、およびNH3濃度計を有する。センサー30は圧力計を有する。センサー32は圧力計を有する。センサー31は流量計、温度計、圧力計、CO2濃度計、およびNH3濃度計を有する。センサー38は圧力、流量、温度、CO2濃度計、およびNH3濃度計を有する。そして、センサー33は導電率計を有する。各センサーの計測値は、オンラインで制御手段51に伝送される。淡水精製装置の制御として、淡水精製処理制御キャリアガスおよび準高浸透圧溶液の流量制御、および洗浄操作制御を実施する。図5に、制御手段51による淡水精製処理制御の処理フローを示す。処理は、分離手段3に係る部分と再溶解手段14に係る部分に分けられる。S501で、センサー35、33の計測値を取得する。S502で、センサー35の流量および導電率から、分離手段3へのNH3とCO2および準高浸透圧溶液1の負荷量を算出する。NH3とCO2と導電率の相関は予め作成しておくか、または、イオンのモル伝導率から推定することができる。S503で、分離手段3に関する処理モデル、S502で求めた負荷量、目標とする淡水水質を用いて、キャリアガスの流量を算出する。キャリアガスの流量は、分離手段3内の気液比を変化させ、分離性能を調整することができる。処理モデルは、気液平衡データ、NTUなどを用いたもので、化学工学の基礎的なモデルである。S504で、S503の算出値に応じてキャリアガスポンプ10を調整する。次に、センサー33の導電率の計測値が目標値以内であるかを判断する。目標値より低い場合、キャリアガスを減量し、一方、目標値を超える場合は、キャリアガスの供給の上限であるかを判断した後、キャリアガスの増量またはポンプ34による準高浸透圧溶液1の供給量の低減を実施する。再溶解手段14においては、同様にキャリアガス流量または準高浸透圧溶液2の量を制御する。S511で、センサー29、32、31、38の計測値を取得する。S512で、流量、温度、圧力、NH3濃度、CO2濃度から、状態方程式と物質収支の関係を用いて、NH3とCO2の物質量、すなわち再溶解手段14への負荷量を算出する。S513で、再溶解手段14の溶解モデルとS512での負荷量をもとに、排気ガス中のNH3とCO2濃度が、所定の目標値を満足するために必要なキャリアガスポンプ27の流量の最大値を算出する。S514で、キャリアガス流量を実際に調整する。S515で、センサー38の値から、NH3とCO2の実際の排出濃度を求め、目標値を実際に満足しているか判断する。満足している場合はキャリアガスを減少させる。そうでない場合は、キャリアガスの供給上限であるかを判断し、ガスの増量または準高浸透圧溶液2の供給量を調整するポンプ36を調整する。図6に、制御手段51による洗浄操作制御の処理フローを示す。S601で、センサー30、32の計測値圧力を取得する。S602で、最新の計測値と、設定時間τだけ前の計測値とから差圧の変化量ΔPを算出する。τとしては、1日から6カ月の期間とする。S603で、ΔPの値を設定した値と比較し、ΔPの値が大きければ配管等の洗浄操作を実施する。そうでない場合は運転を継続する。以上のような構成とすることで、実施形態3の効果に加え、準高浸透圧溶液の組成や流量が変化した場合でも良好な品質の淡水を供給することができる。以上、説明したように、各実施形態によれば、分離手段から排出される淡水と平衡となる気体にキャリアガスを添加することでNH3分圧を低減し、より不純物の少ない淡水が得られるとともに、配管中でのカルバミン酸アンモニウムの生成を抑制できる。また、NH3とCO2を同時に回収する場合に比べ、いずれかの比率が低い気体を取り扱うため、カルバミン酸アンモニウム生成を抑制できる。また、再溶解手段においてNH3の分圧が高い回収ガスを先に溶解させることから、準高浸透圧溶液のpHが上昇する。そのため、次に供給する回収ガス中のCO2の溶解を促進できる。また、モニタリングによる配管等の閉塞状況に応じて、原因となる析出物をNH3とCO2の分圧が低いキャリアガスにより分解させることにより、プラントの健全性を維持することができる。"