CN112093980B - 一种污水的高效氮回收装置和工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种污水的高效氮回收装置和工艺，该装置包括接入主流污水处理管路中的氨氮离子交换单元、与氨氮离子交换单元通过再生液循环管路连接并构成循环的再生液储备箱，所述的再生液储备箱还依次连接除镁沉淀池、除钙沉淀池、生物硝化反应器、电渗析模块和蒸发浓缩模块，所述生物硝化反应器还返回连接再生液储备箱。与现有技术相比，本发明通过对高NH4 +‑N浓度的再生液进行氮回收，实现了主流氨氮离子交换‑再生富集‑生物硝化‑电渗析浓缩‑蒸发结晶的同步氮减排和氮回收。
Description
技术领域
本发明属于环境保护与污水处理技术领域，涉及一种污水的高效氮回收装置和工艺。
背景技术
从全球氮循环来看，将氮气转化为人类社会使用的活性氮是已超越可持续发展边界的三大全球性问题之一。全球人为活动严重地扰乱了氮循环，每年有1.2亿吨氮气转化为活性氮的形式。Haber-Bosch工艺捕获大气中的惰性氮气用于合成氨，但该工艺能耗很高，年消耗能源量占全球总量的1-2％。一部分的合成氨通过Ostwald工艺催化氧化生成硝酸及硝酸盐。这些工业合成的大多数活性氮又以含氮污染物的形式返回到环境中，造成了诸如水体黑臭、流域富营养化和全球变暖等环境污染问题。
其中，生活污水含铵(NH4 +)量为2000万吨/年，预计到2050年会增加到3500万吨/年。传统的硝化-反硝化工艺难以稳定高效脱氮，也难以支撑排放标准中出水总氮(TN)限值的进一步降低。以前置缺氧反硝化、好氧混合液回流为主导的生物脱氮模式造成污水处理厂脱氮效率(50-75％)低于化学需氧量(COD)与总磷(TP)的去除率(通常>90％)。由于硝化和反硝化容易受到环境条件(尤其是温度)、毒性物质、碳源不足等因素的抑制，污水处理厂的实际脱氮效果通常更低。由于硝化菌增殖缓慢，活性受到抑制后恢复周期长，由此造成的出水氨氮(NH4 +-N)和TN长期超标已成为普遍现象，现有技术对此尚缺乏快速有效的应对手段。2016年，我国约50％的污水处理厂出水TN不达标，50.5万吨的TN随出水排入自然水体。然而，为了提升脱氮效率而进行提标改造，会受到系统占地、工程投资与运行成本快速增加的限制。
在环境质量提升需求、城市发展用地约束、循环经济发展要求的背景下，研发稳定高效的高标准、低占地氮回收技术，既能降低受纳水体含氮污染物的排放，又能为日益增长的人口提供具有经济价值的资源，弥补合成氨和硝酸盐生产的能源消耗。目前的氮回收技术主要是氨吹脱和磷酸铵镁沉淀法，已经在高NH4 +-N废水(NH4 +-N浓度2-3g/L)的氮回收工艺中成功应用，但在含氮浓度相对较低的生活污水中直接应用并不具备可行性。
中国专利CN107804890A公开了一种提高NH4 +-N离子交换材料长期吸附性能的处理系统及方法，所述的处理系统包括氨氮离子交换单元和再生单元，氨氮离子交换单元包括依次连接的污水进水泵、进水阀门、装填有离子交换材料的氨氮离子交换柱和放空阀门组，所述的再生单元包括依次连接的再生液储备箱和再生液进水泵，所述的再生液进水泵的出口管路上连接氧化剂进药器，所述的氧化剂进药器内装有氧化剂。该发明在运行时采用含氧化剂再生液，再生处理成本高，同时该发明采用的氧化剂会氧化NH4 +-N生成氮气，造成活性氮的大量损失，无法实现氮回收。
中国专利CN110981077A公开了一种基于侧流短程硝化-厌氧氨氧化工艺的NH4 +-N高效去除系统及方法。所述的处理系统包括氨氮离子交换单元、升温再生单元和再生液脱氮模块，所述的氨氮离子交换单元包括装填有离子交换材料的氨氮离子交换柱，所述的升温再生单元包括依次连接的再生液储备箱和再生液进水泵，所述的再生液储备箱通过再生液进水泵连接氨氮离子交换柱的再生液入口，再生液在再生液储备箱中通过污水源热泵加热，所述的再生液储备箱还连接氨氮离子交换单元并储存从氨氮离子交换柱流出的再生液，所述的再生液脱氮模块连接升温再生单元的再生液储备箱。该发明采用盐溶液再生，通过侧流短程硝化-厌氧氨氧化的方式实现了再生液的循环使用。该工艺主要存在两方面缺陷，一是短程硝化-厌氧氨氧化会将再生液中的NH4 +-N还原为氮气，无法实现氮回收；二是再生液中盐分浓度矛盾问题。厌氧氨氧化需要再生液中含有较高的NH4 +-N浓度，这需要再生液维持高盐浓度才能从离子交换柱中置换得到，但再生液的高盐浓度对亚硝化和厌氧氨氧化存在抑制作用。
发明内容
本发明的目的就是为了提供一种污水的高效氮回收装置和工艺，可以解决由于主流污水NH4 +-N浓度低、现有技术不适合城镇污水氮回收的问题，也可以解决现有技术中氨氮离子交换剂再生成本高、再生液难以重复利用的问题，还可以解决污水处理厂脱氮效率偏低，所需占地面积大，出水水质易于超标的问题。
本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：
一方面，本发明提出了一种污水的高效氮回收装置，包括接入主流污水处理管路中的氨氮离子交换单元、与氨氮离子交换单元通过再生液循环管路连接并构成循环的再生液储备箱，所述的再生液储备箱还依次连接除镁沉淀池、除钙沉淀池、生物硝化反应器、电渗析模块和蒸发浓缩模块，所述生物硝化反应器还返回连接再生液储备箱。
进一步的，所述生物硝化反应器的后还依次连接电渗析模块和蒸发浓缩模块，且电渗析模块和蒸发浓缩模块还分别返回连接所述再生液储备箱。更进一步的，电渗析模块包括依次连接的电渗析进水阀门、电渗析反应器、电渗析淡水回流阀门和电渗析淡水回流泵；蒸发结晶模块则包括依次连接的蒸发结晶进水阀门、蒸发结晶装置、蒸发结晶淡水回流阀门和蒸发结晶淡水回流泵。电渗析淡水回流泵和蒸发结晶淡水回流泵均通过管道返回连接氨氮离子交换单元。
更进一步地，电渗析反应器的淡室水力停留时间(HRT)可为0.1-24h；浓水HRT可为0.1-24h。
更进一步地，电渗析反应器的极室电解质为硫酸钠、硫酸钾、氯化钠、氯化钾中的一种或多种。
更进一步地，电渗析反应器中的离子交换膜可为均相膜、异相膜、双极膜、电泳电解膜中的一种或多种。
更进一步地，电渗析反应器的淡室和浓室的流速比可为1:1-50:1。
更进一步地，蒸发结晶装置可采用机械蒸汽再压缩蒸发器、多效蒸发器、废水蒸发器、强制循环蒸发器、连续结晶蒸发器、降膜(升膜)蒸发器、旋转刮板式薄膜蒸发器中的一种或多种组合。
进一步的，再生液储备箱还连接污水源热泵，并利用其进行加热，加热温度优选为15-50℃。
进一步的，所述生物硝化反应器还连接曝气泵。
进一步地，生物硝化反应器可为膜-生物反应器(MBR)、移动床生物膜反应器、好氧池+沉淀池+膜处理反应器中的一种或几种的组合工艺。
进一步的，所述除镁沉淀池和除钙沉淀池还分别连接除镁加药器和除钙加药器。
另一方面，本发明还提出了一种污水的高效氮回收工艺，采用如上述的高效氮回收装置实施，该高效氮回收工艺包括以下步骤：
(1)待处理污水泵入氨氮离子交换单元中，以除去污水中的氨氮；
(2)运行结束后，对氨氮离子交换单元进行再生，从再生液储备箱中输出再生液并泵入氨氮离子交换单元中，进行再生处理，处理后的再生液再返回再生液储备箱，如此，实现循环再生；
(3)再生结束后，再生液储备箱中的再生液再依次进入除镁沉淀池、除钙沉淀池中进行硬度离子回收，接着进入生物硝化反应器进行硝化处理；
(4)硝化处理后的再生液被分为两股，其中，一股直接返回再生液储备箱，另一股则依次进入电渗析模块和蒸发浓缩模块中进行浓缩、蒸发结晶，所得结晶固体则作为氮回收产物输出。
进一步的，氨氮离子交换单元中所用的氨氮离子交换剂选自天然沸石、改性沸石、分子筛、粉煤灰或离子交换树脂等中的一种或多种。
进一步地，所述的污水源热泵体系进水为污水处理厂处理的中水或二级出水。
进一步的，再生液为硝酸钠、硝酸钾或硝酸钙中的一种或几种的混合的溶液，其浓度为0.01-100g/L。
进一步的，污水在氨氮离子交换单元中的空柱停留时间(EBCT)为1-300min。
进一步的，再生液对氨氮离子交换单元中的氨氮离子交换剂的再生时间为0.1-72h。
进一步的，生物硝化反应器的进水pH控制为6.0-10.0，进水温度控制在15-40℃，进水NH4 +-N浓度为25-2000mg/L。
进一步的，待处理再生液在生物硝化反应器中的HRT为2-48h。
进一步的，除镁沉淀池中所采用的除镁药剂为氢氧化钠、石灰、氢氧化钙、碳酸盐和碳酸氢盐中的一种或几种。
进一步的，除钙沉淀池中所采用的除钙药剂为碳酸盐、碳酸氢盐中的一种或两种。
进一步的，氨氮离子交换单元的工作方式可以为升流式或竖流式。
进一步地，生物硝化反应器的污泥龄(SRT)为5-500d。
进一步地，生物硝化反应器的溶解氧(DO)控制为0.5-8mg/L。
本发明基于生物硝化-电渗析浓缩-蒸发结晶的组合工艺，通过对高NH4 +-N浓度的再生液进行氮回收，实现了主流氨氮离子交换-再生富集-生物硝化-电渗析浓缩-蒸发结晶的同步氮减排和氮回收。污水中的NH4 +-N通过氨氮离子交换单元实现去除，出水NH4 +-N和TN浓度可达到《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB18918-2002)一级A排放标准甚至更为严格的类IV类水标准。再生时，通过污水源热泵对再生液进行加热，一方面提高再生速率和再生效率；另一方面，为生物硝化单元提供了合适的反应温度。再生液中的硬度离子通过投加沉淀剂的方式将硬度离子转化为沉淀并进行固液分离，达到去除硬度离子的目的。生物硝化将待处理再生液中正价态的NH4 +转化成负价态的NO3 -，巧妙地完成NO3 -的富集并避免再生液中的NH4 +对氨氮离子交换剂再生的抑制，实现了再生液的重复利用和离子交换剂的高效再生。生物硝化单元的一部分出水回流至再生液储备箱，其余出水通过电渗析对NO3 -进行浓缩。电渗析的淡室出水回流至再生液储备箱，浓水进入蒸发结晶单元，回收结晶产物实现氮回收，同时回收水蒸气，冷凝液化后回流至再生液储备箱。
再另一方面，针对实际污水处理，本发明还提出了通过工艺耦合集成进一步提出来各项污染物协同达标的整体处理工艺，即化学强化一级处理(CEPT)-AIR-生物反应器深度脱碳污水处理工艺(CAIRB)，具体工艺流程见附图2。首先，通过在CEPT中投加金属混凝剂及絮凝剂去除污水中的颗粒/胶体态有机物、悬浮固体(SS)和磷。随后，CEPT出水进入AIR单元(即氨氮离子交换单元)以离子交换的形式去除NH4 +-N。最后，通过生物反应器去除AIR出水中的溶解性有机物，并将残留的NH4 +-N通过合成代谢与硝化作用去除。AIR单元设置为多组平行运行，通过预设运行时间将吸附饱和后的单元切换为再生模式；再生时，利用硝酸钠溶液进行再生，并可通过污水源热泵加热再生液以提高再生速率和再生效率，同时为生物硝化单元提供合适的反应温度。通过投加沉淀剂的方式将再生液中的硬度离子转化固体沉淀物，固液分离后实现硬度离子回收。生物硝化将待处理再生液中正价态的NH4 +转化成负价态的NO3 -，完成NO3 -转化的同时避免再生液中的NH4 +对离子交换剂再生的同离子效应。生物硝化单元的一部分出水回流至再生液储备箱，其余出水中的NO3 -通过电渗析进一步浓缩。电渗析装置的淡室出水回流至再生液储备箱，浓水进入蒸发结晶单元，回收结晶产物实现氮回收。水蒸气冷凝液化后回流至再生液储备箱，实现再生液的回用。
上述进一步耦合的整体工艺中，所用的金属混凝剂可为铝盐、铁盐混凝剂中的一种或多种。所述的絮凝剂可以为人工合成高分子絮凝剂或天然高分子絮凝剂中的一种或多种。进一步地，CEPT混凝阶段HRT为0.1-120min；絮凝阶段HRT为0.1-120min；沉淀阶段HRT为5-300min。
进一步地，生物反应器的构型可选择传统活性污泥工艺、缺氧-好氧工艺、厌氧-缺氧-好氧工艺(AAO)、MBR、曝气生物滤池(BAF)、移动床生物反应器等。进一步地，生物反应器的HRT为0.5-10h。
本技术路线的应用可实现在城镇污水处理中的高效氮回收，同时CAIRB工艺的出水污染物(COD、NH4 +-N、TN、TP等)浓度可满足GB18918-2002国家一级A排放标准甚至更为严格的类IV类水标准。此外，CAIRB工艺可基于污水处理厂现行一级处理/强化一级处理进行升级改造，具有HRT短、占地面积小、处理效率高等优点，对于污水处理厂的升级改造及缓解水体富营养化具有重要的实际工程意义。
本发明的处理过程中，涉及到的各处理工艺步骤的反应原理如下：
氨氮离子交换单元：固态氨氮离子交换剂通过离子交换去除污水中的NH4 +-N，使出水达到相关排放标准的要求，离子交换反应见式(1)：
其中，A+为氨氮离子交换剂表面可交换离子，Z-为离子交换剂结构。
再生工艺：利用再生液中的阳离子将氨氮离子交换剂表面的NH4 +交换到再生液中，实现氨氮离子交换剂的再生，同时可利用污水源热泵加热再生液以提高再生率。再生反应见式(2)：
其中，B+为再生液中的阳离子。再生过程为吸热反应，加热再生液有利于实现快速高效再生。
再生NH4 +-N将会在再生液中富集，同时硬度离子(Mg2+、Ca2+)也会进入再生液中。本发明拟通过化学沉淀进行硬度离子去除，避免流入后续处理单元及影响氮回收产品纯度。化学沉淀出水随后进入生物硝化单元转化为NO3 -，并逐渐积累后进入电渗析浓缩-蒸发结晶工艺，实现氮回收。各单元反应原理如下所述。
硬度离子去除单元：本单元分为两个子单元，分别为Mg2+去除单元和Ca2+去除单元(即除镁沉淀池和除钙沉淀池)。通过提高Mg2+去除单元的pH，以Mg(OH)2的形式去除Mg2+。再将沉淀药剂加入Ca2+去除单元，以CaCO3的形式去除Ca2+，并降低流入后续单元的pH值，同时提供碱度。具体反应式见式(3)和(4)：
Mg2++2OH-→Mg(OH)2↓ (3)
生物硝化单元(即生物硝化反应器)：利用氨氧化菌和硝化菌将NH4 +完全转化成NO3 -，同时消耗碱度。具体反应式见式(5)和(6)：
NH4 ++2O2+2HCO3 -→NO3 -+2CO2+3H2O (5)
生物硝化是城镇污水处理中的成熟工艺，通过在侧流引入生物硝化将正价态的NH4 +转化为负价态的硝酸根(NO3 -)，氮的价态转换避免了NH4 +累积对离子交换剂再生的抑制作用，巧妙实现了再生液的循环利用并维持高的再生效率。
电渗析浓缩单元(即电渗析模块)：利用阴阳离子交换膜的选择透过性将NO3 -和金属阳离子分离，即阳离子交换膜只允许阳离子自由通过，阴离子交换膜只允许阴离子自由通过。在淡室中，由于NO3 -和金属阳离子的定向移动，使再生液中的NO3 -和金属阳离子浓度降低，而靠近电极的两个浓室则分别实现阴、阳离子的浓缩。最终在浓缩液中实现NO3 -富集。
蒸发结晶单元(即蒸发结晶模块)：引入电渗析浓缩单元的浓缩液，蒸发得到硝酸钠结晶盐，实现氮回收。
电渗析脱盐后的淡水和蒸发结晶的冷凝水回流至再生液储存单元，实现侧流系统废水零排放。
与现有技术相比，本发明具有以下优点：
(1)AIR模块能够在短HRT下快速去除NH4 +-N，具有占地少、出水NH4 +-N浓度低的优点。
(2)通过侧流生物硝化，将再生液中的NH4 +转化为NO3 -，完成氮的价态转换，并避免了正价态的NH4 +累积引起再生效率降低的问题，实现了再生液的重复利用和离子交换剂的高效再生。
(3)再生液采用高浓度NO3 -溶液，初始投加后后续可通过NH4 +-N硝化持续产生；碱度投加采用碳酸盐和碳酸氢盐，可通过pH调控实现电渗析进水的极低浓度残留。两种药剂选择能够确保最终电渗析和蒸发结晶产品的纯度。
(4)氨氮离子交换-再生-生物硝化-电渗析浓缩-蒸发结晶的整体工艺设计具有显著创新。生物硝化是一种成熟的技术，利用生物硝化从侧流回收硝酸盐更加温和，且比现行的硝酸盐生产工艺更易于操作。通过将氨氮离子交换-再生-生物硝化三个单元组合，解决了氨氮离子交换剂的高浓度NH4 +-N再生液无法重复使用的问题，又规避了电渗析对低浓度NO3 -回收的不适用性。同时又将生物硝化-电渗析浓缩-蒸发结晶工艺的有机耦合，在侧流以回收硝酸盐的形式实现了高效的氮回收。与传统生物法脱氮和物化法脱氮相比，通过氮分离回收的方法实现了高效脱氮。与现行的氨氮离子交换再生工艺和主流回收NH4 +-N工艺相比，本发明具有离子交换材料再生成本低、高效氮回收等优点，符合循环经济和可持续发展的理念，有利于氮的循环利用和循环经济的发展。
(5)再生通过升温可以与硝化过程的最适温度相匹配。本发明可利用污水中的低品质热源提升再生液温度，这既有助于提高氨氮离子交换剂的再生效率，加快再生速率，又为硝化菌生长和硝化反应提供了有利的环境条件，在提高工艺运行效率的同时有效降低了污水处理能耗。
(6)适当的盐分浓度有助于提高NH4 +-N再生速率，对硝化细菌没有抑制作用。同时，一定浓度的NO3 -也不会对硝化细菌产生负面影响。
(7)生物硝化单元出水实现NO3 -的富集，一部分出水流入电渗析进行浓缩。电渗析的浓缩液进入蒸发结晶单元，回收结晶固体实现氮回收。与此同时，通过将一部分生物硝化单元出水、电渗析及蒸发结晶单元淡水回流，实现了再生液的重复使用及侧流零液体排放。
(8)硬度离子通过沉淀去除，可同时回收氢氧化镁和碳酸钙，避免了硬度离子的累积对离子交换剂的影响。
(9)投加的碳酸盐和碳酸氢盐为生物硝化提供碱度，维持生物硝化单元适宜的进水pH范围。硝化菌为自养菌，通过维持合适的碱度和pH可提高硝化菌的硝化效率。同时，硬度离子沉淀药剂和碱度补充药剂也会为再生液补充金属阳离子，维持再生液中金属阳离子的浓度，确保高效再生。
(10)通过原创性的氮回收模块与CEPT、生物反应器的耦合集成，实现了污水中碳、氮、磷污染物的高效协同去除，出水水质可达到目前全球最为严格的排放标准，具有HRT短、占地面积小、处理效率高等优点，对于污水处理厂的升级改造及缓解水体富营养化具有重要的实际工程意义。
附图说明
图1是本发明一种基于主流氨氮离子交换-再生-侧流生物硝化-电渗析浓缩-蒸发结晶工艺的高效氮回收技术的流程示意图。
图2是本发明结合实际污水处理所提出的CAIRB高效污水处理技术路线。
图3是实施例2中为期120天的中试实验运行水质。
图4是实施例2侧流系统的硝化效率、NO3 -累积与电渗析分离情况。
图5是实施例2的氮平衡分析图。
图6是实施例2中所回收的硝酸钠照片。
图7是实施例2中所用的原始沸石和多次再生沸石的扫描电镜对比图。
图8是实施例2中所用的原始沸石和多次再生沸石的X射线衍射对比图。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例对本发明进行详细说明。本实施例以本发明技术方案为前提进行实施，给出了详细的实施方式和具体的操作过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例。
以下各实施方式或实施例中，
如无特别说明的原料、或设备结构、或处理技术，则表明其均为本领域的常规市售产品、常规市售设备或常规处理技术。
一方面，本发明提出了一种污水的高效氮回收装置，其结构参见图1所示，包括接入主流污水处理管路中的氨氮离子交换单元、与氨氮离子交换单元通过再生液循环管路连接并构成循环的再生液储备箱2，所述的再生液储备箱2还依次连接除镁沉淀池3、除钙沉淀池4、生物硝化反应器5、电渗析模块和蒸发浓缩模块，所述生物硝化反应器5还返回连接再生液储备箱2。
在一种具体的实施方式中，所述生物硝化反应器5的后还依次连接电渗析模块和蒸发浓缩模块，且电渗析模块和蒸发浓缩模块还分别返回连接所述再生液储备箱2。更进一步的，电渗析模块包括依次连接的电渗析进水阀门、电渗析反应器6、电渗析淡水回流阀门和电渗析淡水回流泵；蒸发结晶模块则包括依次连接的蒸发结晶进水阀门、蒸发结晶装置7、蒸发结晶淡水回流阀门和蒸发结晶淡水回流泵。电渗析淡水回流泵和蒸发结晶淡水回流泵均通过管道返回连接氨氮离子交换单元。
更具体的实施方式中，电渗析反应器6的淡室HRT可为0.1-24h；浓水HRT可为0.1-24h。
更具体的实施方式中，电渗析反应器6的极室电解质为硫酸钠、硫酸钾、氯化钠、氯化钾中的一种或多种。
更具体的实施方式中，电渗析反应器6中的离子交换膜可为均相膜、异相膜、双极膜、电泳电解膜中的一种或多种。
更具体的实施方式中，电渗析反应器6的淡室和浓室的流速比可为1:1-50:1。
更具体的实施方式中，蒸发结晶装置7可采用机械蒸汽再压缩蒸发器、多效蒸发器、废水蒸发器、强制循环蒸发器、连续结晶蒸发器、降膜(升膜)蒸发器、旋转刮板式薄膜蒸发器中的一种或多种组合。
在一种具体的实施方式中，再生液储备箱2还连接污水源热泵，并利用其进行加热，加热温度优选为15-50℃。
在一种具体的实施方式中，所述生物硝化反应器5还连接曝气泵。
在一种具体的实施方式中，生物硝化反应器5可为MBR、移动床生物膜反应器、好氧池+沉淀池+膜处理反应器中的一种或几种的组合工艺。
在一种具体的实施方式中，所述除镁沉淀池3和除钙沉淀池4还分别连接除镁加药器和除钙加药器。
另一方面，本发明还提出了一种污水的高效氮回收工艺，采用如上述的高效氮回收装置实施，请参见图1所示，该高效氮回收工艺包括以下步骤：
(1)待处理污水泵入氨氮离子交换单元中，以除去污水中的氨氮；
(2)运行结束后，对氨氮离子交换单元进行再生，从再生液储备箱2中输出再生液并泵入氨氮离子交换单元中，进行再生处理，处理后的再生液再返回再生液储备箱2，如此，实现循环再生；
(3)再生结束后，再生液储备箱2中的再生液再依次进入除镁沉淀池3、除钙沉淀池4中进行硬度离子回收，接着进入生物硝化反应器5进行硝化处理；
(4)硝化处理后的再生液被分为两股，其中，一股直接返回再生液储备箱2，另一股则依次进入电渗析模块和蒸发浓缩模块中进行浓缩、蒸发结晶，所得结晶固体则作为氮回收产物输出。
在一种具体的实施方式中，氨氮离子交换单元中所用的氨氮离子交换剂选自天然沸石、改性沸石、分子筛、粉煤灰或离子交换树脂等中的一种或多种。
在一种具体的实施方式中，所述的污水源热泵体系进水为污水处理厂处理的中水或二级出水。
在一种具体的实施方式中，再生液为硝酸钠、硝酸钾或硝酸钙中的一种或几种的混合的溶液，其浓度为0.01-100g/L。
在一种具体的实施方式中，污水在氨氮离子交换单元中的EBCT为1-300min。
在一种具体的实施方式中，再生液对氨氮离子交换单元中的氨氮离子交换剂的再生时间为0.1-72h。
在一种具体的实施方式中，生物硝化反应器5的进水pH控制为6.0-10.0，进水温度控制在15-40℃，进水NH4 +-N浓度为25-2000mg/L。
在一种具体的实施方式中，待处理再生液在生物硝化反应器5中的HRT为2-48h。
在一种具体的实施方式中，除镁沉淀池3中所采用的除镁药剂为氢氧化钠、石灰、氢氧化钙、碳酸盐和碳酸氢盐中的一种或几种。
在一种具体的实施方式中，除钙沉淀池4中所采用的除钙药剂为碳酸盐、碳酸氢盐中的一种或两种。
在一种具体的实施方式中，氨氮离子交换单元的工作方式可以为升流式或竖流式。
在一种具体的实施方式中，生物硝化反应器5的SRT为5-500d。
在一种具体的实施方式中，生物硝化反应器5的DO控制为0.5-8mg/L。
本发明基于生物硝化-电渗析浓缩-蒸发结晶的组合工艺，通过对高NH4 +-N浓度的再生液进行氮回收，实现了主流氨氮离子交换-再生富集-生物硝化-电渗析浓缩-蒸发结晶的同步氮减排和氮回收。污水中的NH4 +-N通过氨氮离子交换单元实现去除，出水NH4 +-N和TN浓度可达到《城镇污水处理厂污染物排放标准》(GB18918-2002)一级A排放标准甚至更为严格的类IV类水标准。再生时，通过污水源热泵对再生液进行加热，一方面提高再生速率和再生效率；另一方面，为生物硝化单元提供了合适的反应温度。再生液中的硬度离子通过投加沉淀剂的方式将硬度离子转化为沉淀并进行固液分离，达到去除硬度离子的目的。生物硝化将待处理再生液中正价态的NH4 +转化成负价态的NO3 -，巧妙地完成NO3 -的富集并避免再生液中的NH4 +对氨氮离子交换剂再生的抑制，实现了再生液的重复利用和离子交换剂的高效再生。生物硝化单元的一部分出水回流至再生液储备箱2，其余出水通过电渗析对NO3 -进行浓缩。电渗析的淡室出水回流至再生液储备箱2，浓水进入蒸发结晶单元，回收结晶产物实现氮回收，同时回收水蒸气，冷凝液化后回流至再生液储备箱2。
另一方面，针对实际污水处理，本发明还提出了通过工艺耦合集成进一步提出各项污染物协同达标的整体处理工艺，即化学强化一级处理(CEPT)-AIR-生物反应器深度脱碳污水处理工艺(CAIRB)，具体工艺流程见附图2。首先，通过在CEPT中投加金属混凝剂及絮凝剂去除污水中的颗粒/胶体态有机物、SS和磷。随后，CEPT出水进入AIR单元(即氨氮离子交换单元)以离子交换的形式去除NH4 +-N。最后，通过生物反应器去除AIR出水中的溶解性有机物，并将残留的NH4 +-N通过合成代谢与硝化作用去除。AIR单元设置为多组平行运行，通过预设运行时间将吸附饱和后的单元切换为再生模式；再生时，利用硝酸钠溶液进行再生，并可通过污水源热泵加热再生液以提高再生速率和再生效率，同时为生物硝化单元提供合适的反应温度。通过投加沉淀剂的方式将再生液中的硬度离子转化固体沉淀物，固液分离后实现硬度离子回收。生物硝化将待处理再生液中正价态的NH4 +转化成负价态的NO3 -，完成NO3 -转化的同时避免再生液中的NH4 +对离子交换剂再生的同离子效应。生物硝化单元的一部分出水回流至再生液储备箱2，其余出水中的NO3 -通过电渗析进一步浓缩。电渗析装置的淡室出水回流至再生液储备箱2，浓水进入蒸发结晶单元，回收结晶产物实现氮回收。水蒸气冷凝液化后回流至再生液储备箱2，实现再生液的回用。
上述进一步耦合的整体工艺中，所用的金属混凝剂可为铝盐、铁盐混凝剂中的一种或多种。所述的絮凝剂可以为人工合成高分子絮凝剂或天然高分子絮凝剂中的一种或多种。进一步地，CEPT混凝阶段HRT为0.1-120min；絮凝阶段HRT为0.1-120min；沉淀阶段HRT为5-300min。
进一步地，生物反应器的构型可选择传统活性污泥工艺、缺氧-好氧工艺、AAO、MBR、BAF、移动床生物反应器等。进一步地，生物反应器的HRT为0.5-10h。
以上各实施方式可以任一单独实施，也可以任意两两组合或更多的组合实施。
下面结合具体实施例对上述实施方式进行更详细的说明。
实施例1：
本实施例提出了一种基于主流氨氮离子交换-再生-侧流生物硝化-电渗析浓缩-蒸发结晶工艺的高效氮回收技术，即CAIRB工艺，工艺流程如附图1所示，包括氨氮离子交换、再生、硬度离子去除、生物硝化、电渗析浓缩及蒸发结晶单元。氨氮离子交换单元包括依次连接的污水进水泵8、污水进水阀门19、装填有离子交换剂的氨氮离子交换柱1和排水阀门20。再生单元包括依次连接的再生液储备箱2、再生液进水泵9和再生液进水阀门21，再生液储备箱2内装有再生液，再生液储备箱2连接污水源热泵15，再生液进水泵9连接再生液储备箱2与再生液进水阀21之间管路，再生液储备箱还连接氨氮离子交换柱1并回收从氨氮离子交换柱1流出的再生液，再生液储备箱2与氨氮离子交换柱1之间还设有再生液回流阀22。硬度离子去除单元包括依次连接的除镁沉淀池进水阀门24、除镁沉淀池3、除钙沉淀池进水阀门25、除钙沉淀池4等。除镁沉淀池3还与除镁加药器16连接，除钙沉淀池还与除钙加药器17连接。生物硝化单元包括依次连接的生物硝化反应器进水阀门26、生物硝化反应器5、再生液回流阀门27和再生液回流泵11。再生液回流泵11连接再生液回流阀门27和再生液回流阀门32之间的管路。生物硝化反应器5还与曝气泵18连接。电渗析浓缩单元(即电渗析模块)包括依次连接的电渗析进水泵10、电渗析进水阀门28、电渗析反应器6、电渗析淡水回流阀门29和电渗析淡水回流泵12。电渗析进水泵10连接生物硝化反应器5和电渗析进水阀门28之间的管路，电渗析淡水回流泵12连接电渗析淡水回流阀门和再生液回流阀门32之间的管路。蒸发结晶单元包括依次连接的蒸发结晶进水泵13、蒸发结晶进水阀门30、蒸发结晶装置7、蒸发结晶淡水回流阀门31和蒸发结晶淡水回流泵14。蒸发结晶进水泵13连接电渗析反应器6和蒸发结晶进水阀门30之间的管路，蒸发结晶淡水回流泵14连接蒸发结晶淡水回流阀门31和再生液回流阀门32之间的管路。
具体步骤如下：待处理的含NH4 +-N污水由污水进水泵8经污水进水阀门19泵入氨氮离子交换柱1，氨氮离子交换柱中的离子交换剂通过离子交换捕获污水中的氨氮，达到预设运行时间后，打开排水阀门20和放空阀门23，排空氨氮离子交换柱1后进行再生，污水由污水进水泵8泵入备用的氨氮离子交换柱1，继续处理。再生时，打开再生液出水阀门22，关闭排水阀门20和放空阀门23，再生液经污水源热泵15加热后，由再生液进水泵9经由再生液进水阀门21从再生液储备箱2将再生液泵入氨氮离子交换柱1。当再生液充满氨氮离子交换柱1后，经再生液出水阀门22回流到再生液储备箱2，形成循环再生处理系统，再生结束后关闭再生液进水泵9和再生液进水阀门21，让再生液完全回流至再生液储备箱2，完成再生，静置氨氮离子交换柱1直至下一次运行。
再生液从再生液储备箱2流出，经由除镁沉淀池进水阀门24进入除镁沉淀池3。通过除镁加药器16向除镁沉淀池3中投加除镁沉淀剂并搅拌，充分反应后沉降，最后沉淀物经泥斗排出。上清液从除镁沉淀池3流出，经由除钙沉淀池进水阀门25进入除钙沉淀池4。通过除钙加药器17向除钙沉淀池4中投加除钙沉淀剂并搅拌，充分反应后沉降，最后沉淀物经泥斗排出。再生液去除硬度离子后经由生物硝化反应器进水阀门26进入生物硝化反应器5，完成硝化后，一部分再生液经由再生液回流阀门27通过再生液回流泵11回流至再生液储备箱2，其余再生液通过电渗析进水泵10经由电渗析进水阀门28进入电渗析反应器6。再生液在电渗析反应器6中完成阴阳离子分离后，淡水经电渗析淡水回流阀门29通过电渗析淡水回流泵12回流至再生液储备箱2。浓水通过蒸发结晶进水泵13，经由蒸发结晶进水阀门30进入蒸发结晶装置7，水蒸气冷凝后经蒸发结晶淡水回流阀门31，通过蒸发结晶淡水回流泵14回流至再生液储备箱2。蒸发结晶装置7的结晶固体为氮回收产物。
实施例2：
某污水处理厂进水COD、TN、NH4 +-N、TP浓度分别为244.7、27.3、23.9、3.0mg/L，处理后需要达到GB18918-2002一级A标准要求(COD<50mg/L，TN<15mg/L，NH4 +-N<5mg/L，TP<0.5mg/L)。采用实施例1的CAIRB工艺进行中试研究，处理水量为2吨/日，时长120天。
CEPT所用混凝剂和絮凝剂为硫酸铝和阴离子型聚丙烯酰胺(PAM)，投加量分别为30和0.3mg/L。混凝搅拌速度为200r/min，混凝、絮凝和沉淀阶段的HRT分别为2、8和30min。CEPT出水由污水进水泵8经进水阀门19进入氨氮离子交换柱1，氨氮离子交换柱1体积为5L，内部填充天然沸石。EBCT为30min，吸附运行时间为20h，一次运行可处理水量200L，每小时可处理水量为10L/h，采用10组氨氮离子交换柱并联运行，4组备用。生物反应器采用MBR，氨氮离子交换柱出水进入MBR单元(HRT＝3h)进一步去除有机物和NH4 +-N，运行期间的平均出水COD、TP、TN和NH4 +-N浓度分别为10.1、0.1、2.2和0.2mg/L(图3)，符合GB18918-2002一级A排放标准，甚至可以达到《地表水环境质量标准》(GB3838-2002)IV类水标准的要求。
氨氮离子交换柱达到预设运行时间(24h)后，关闭污水进水泵8，打开排水阀门20和放空阀23，排空后进行再生。再生液采用硝酸钠溶液，钠离子浓度为7.5g/L。再生时，关闭排水阀门20和放空阀23，再生液经污水源热泵15加热至35℃后，由再生液进水泵9经由再生液进水阀门21从储备箱2中打入10组并联运行的氨氮离子交换单元，再生液体积为200L。再生过程中，再生液以EBCT＝30min经再生液回流阀门22回流至再生液储备箱2中。再生4h后，打开再生液回流阀门15，再生液回流至储备箱2中，完成再生，静置氨氮离子交换柱1直至下一次运行。
表1生活污水中回收硝酸钠与硝酸钠一等品的指标对比
| 回收硝酸钠 | 一等品硝酸钠 | |
| 硝酸钠(NaNO3)，ω/％≥ | 99.4 | 99.3 |
| 水分，ω/％≤ | 0.8 | 1.5 |
| 水不溶物，ω/％≤ | 0.01 | 0.03 |
| 氯化物(以NaCl计)，ω/％≤ | - | 0.30 |
| 亚硝酸钠(以NaNO2计)，ω/％≤ | - | 0.02 |
| 碳酸钠(Na2CO3)，ω/％≤ | - | 0.05 |
| 硝酸钙[Ca(NO3)2]，ω/％≤ | - | - |
| 硝酸镁[Mg(NO3)2]，ω/％≤ | - | - |
| 铁(Fe)，ω/％≤ | - | 0.005 |
| 硼酸(H3BO3)，ω/％≤ | - | 0.2 |
| 松散度，ω/％≥ | 90 | 90 |
再生结束后，再生液中NH4 +-N浓度达158.5mg/L，待处理再生液流入硬度离子去除单元。氢氧化钠和碳酸钠-碳酸氢钠分别作为除镁沉淀剂和除钙沉淀剂加入除镁沉淀池3和除钙沉淀池4，除镁沉淀池3出水中Mg2+浓度小于1mg/L，除钙沉淀池4出水中Ca2+浓度小于5mg/L。除钙沉淀池的上清液经过生物硝化反应器进水阀门26进入生物硝化反应器5中。生物硝化反应器5采用浸没式MBR，体积为670L，生物硝化反应器5的运行工况为HRT＝8h，SRT＝100d，DO控制在4-5mg/L，pH为8.0-9.0，进水温度控制在32℃。5％的生物硝化反应器5出水流入电渗析反应器6，其余回流至再生液储备箱2。经过生物硝化反应器5处理的再生液经由进水阀门28进入电渗析反应器6中。电渗析采用均相离子交换膜，总有效膜面积为7.2m2，内部设有30个阳离子交换膜，30个阴离子交换膜，温度控制在32℃。待处理再生液进入电渗析反应器6后，打开淡室排水阀门29、蒸发结晶进水泵13和蒸发结晶进水阀门30。电渗析反应器6的再生液NO3 -去除率为99.0％。侧流系统的硝化效率、NO3 -累积与电渗析分离情况见图4，中试期间的氮平衡分析见图5。电渗析浓水进入蒸发结晶单元，每天回收硝酸钠265.6g，所回收的硝酸钠(图6)满足《工业硝酸钠》(GB/T 4553-2016)中一般工业型一等品标准，详情见表1。水蒸气冷凝后，通过蒸发结晶淡水回流阀门31和蒸发结晶淡水回流泵14回流至再生液储备箱2进行回用。在120天的中试实验中，离子交换剂的形貌结构和主要成分并未发生明显改变(图7和图8)。
与专利CN107804890A相比，本发明在侧流采用再生-生物硝化-电渗析浓缩工艺，解决了再生液中NH4 +-N无法去除、主流污水处理工艺因NH4 +-N浓度低使得氮回收成本高等问题。同时本技术实现了高效污染物去除和硝酸钠回收，符合循环经济和可持续发展的理念。
实施例3：
针对NH4 +-N浓度为15mg/L的某黑臭水体，需要处理后达到GB3838-2002中的IV类水标准(1.5mg/L)的要求。采用CAIRB工艺进行中试研究(参照附图2)，生物处理单元选用BAF。中试处理水量为1.0吨/日，时长30天。
本实施例与实施例2大致相同，选用聚合硫酸铝铁(20mg/L)和阴离子PAM(0.3mg/L)作为混凝和絮凝剂。黑臭水体先由混凝沉淀处理，然后泵入AIR单元。氨氮离子交换柱1中的氨氮离子交换剂为阳离子树脂，采用5组氨氮离子交换柱并联运行，2组备用，EBCT控制为15min。AIR单元出水泵入BAF(HRT＝2h)进一步去除有机物和NH4 +-N，运行期间的平均出水COD、TP、TN和NH4 +-N浓度分别为16.8、0.1、0.8和0.3mg/L，符合GB3838-2002中的IV类水标准的要求。再生液采用钠离子含量为5g/L的硝酸钠溶液，体积为100L。生物硝化反应器5采用MBR，体积为500L，运行工况：HRT＝12h，SRT＝150d，DO控制在4-5mg/L，温度控制在32℃，出水92％回流至再生液储备箱。生物硝化单元出水中的NO3 --N浓度为3367.6mg/L。电渗析的总有效膜面积为4.8m2，内部设有20个阳离子交换膜，20个阴离子交换膜，温度控制在30℃。电渗析反应器浓水中NO3 --N浓度为20205.6mg/L，淡水中NO3 --N为26.9mg/L，再生液NO3 -去除率为99.2％。电渗析浓水进入蒸发结晶单元，每天回收硝酸钠77.4g，所回收的硝酸钠品质符合工业硝酸钠GB/T 455-2016中一般工业型的优等品标准，详情见表2。水蒸气冷凝后回流至再生液储备箱。
表2生活污水中回收硝酸钠与硝酸钠一等品的指标对比
| 回收硝酸钠 | 优等品硝酸钠 | |
| 硝酸钠(NaNO3)，ω/％≥ | 99.9 | 99.7 |
| 水分，ω/％≤ | 0.5 | 0.5 |
| 水不溶物，ω/％≤ | 0.01 | 0.02 |
| 氯化物(以NaCl计)，ω/％≤ | - | 0.03 |
| 亚硝酸钠(以NaNO2计)，ω/％≤ | - | 0.01 |
| 碳酸钠(Na2CO3)，ω/％≤ | - | 0.05 |
| 硝酸钙[Ca(NO3)2]，ω/％≤ | - | 0.03 |
| 硝酸镁[Mg(NO3)2]，ω/％≤ | - | 0.03 |
| 铁(Fe)，ω/％≤ | - | 0.002 |
| 硼酸(H3BO3)，ω/％≤ | - | 0.1 |
| 松散度，ω/％≥ | 90 | 90 |
与现行的处理工艺相比，本工艺具有NH4 +-N去除效率高，占地面积小的优点，对黑臭水体的治理有显著的效果。
实施例4：
本实施例将以处理量为50000m3/d的污水处理厂为例，在严格的排放标准下，通过综合考虑占地面积、前期投资、处理成本和资源回收等因素，对常规AAO和本发明的CAIRB工艺进行了技术经济对比(表4)。生活污水处理厂的进水水质拟定为COD＝350mg/L，BOD5＝140mg/L，SS＝180mg/L，NH4 +-N＝35mg/L，TN＝45mg/L，TP＝5.0mg/L，出水水质标准拟定为COD≤30mg/L，BOD5≤10mg/L，SS≤10mg/L，NH4 +-N≤1.5mg/L，TN≤5mg/L，TP≤0.3mg/L。为符合更严格的排放标准，AAO工艺通常与混凝沉淀单元(CSU)和反硝化滤池相结合。基于氮回收模块的工艺是由一个AIR单元、两个分别用于镁和钙回收的池、一个侧流硝化反应器(SNR)、一个电渗析单元和一个机械蒸汽再压缩(MVR)单元组成。CAIRB工艺由CSU、氮回收模块和有机物氧化的主流MBR组成。
考虑反应池和沉淀池，传统工艺的HRT为26.6小时，包括AAO(25.5小时)、CSU(0.7小时)和反硝化滤池(0.4小时)。在CAIRB工艺中，主流CSU、AIR(EBCT)和MBR的典型HRT分别为0.7、0.75和2h。在侧流工艺中，镁沉淀、钙沉淀、SNR和电渗析的HRT分别为1、0.5、12和1h，氮浓缩倍数分别为6(前3个单元)和125(电渗析)，其转化为主流流量的等效HRT分别为2.25和0.01h。因此，CAIRB工艺的总HRT为5.75h。
处理量50000m3/d的典型AAO工艺污水处理厂占地面积为6.78hm2。污水处理厂的厂区占地包括污水处理、绿化、道路、污泥处理和建筑五个部分，所占比例分别为39.2％、35.9％、14.2％、3.9％和6.6％。假设前3个部分的占地面积与污水处理工艺的HRT成正比，污泥处理过程的占地面积与污泥产量成正比，建筑占地面积各处理工艺相同。在典型HRT为5.75h的情况下，CAIRB工艺的前三个部分占地面积为1.32hm2。CAIRB工艺的污泥处理占地面积为0.26hm2。因此，CAIRB工艺污水处理厂总占地面积为2.03hm2，比AAO降低了70.1％。
根据实际工程数据，处理量为50000m3/d的AAO污水处理厂前期投资约为1.78亿元。就CAIRB工艺而言，CSU、AIR和MBR(50000m3/d)单元的投资分别为1200、1200和6340万元。在侧流氮回收系统中，沉淀反应器、SNR、电渗析和MVR装置的前期投资分别为400、3386、171和73万元，而包括污水源热泵和两个再生剂储罐在内的辅助设备的前期投资约为82万元。因此，50000m3/d的CAIRB工艺污水处理厂前期投资共为1.29亿元。
实际污水处理厂的能耗通常用于输送、混合和曝气。输送能耗与污水、污泥混合液的输送量成正比。CAIRB无污泥回流，其总输送量仅为AAO(内回流200％，外回流100％)的25％。因此，AAO和CAIRB的输送能耗分别为0.060和0.015kWh/m3。AAO和CAIRB的混合能耗分别为0.070(厌氧、缺氧和CSU)和0.035(CSU)。对好氧HRT长达12.0h的AAO工艺而言，曝气能耗为0.40kWh/m3。由于CAIRB工艺中MBR单元的HRT短至2.0h，其曝气能耗为0.20kWh/m3。CAIRB工艺的侧流系统能耗折算为主流流量进行计算。侧流输送能耗为0.0050kWh/m3。Mg(OH)2、CaCO3沉淀单元的混合能耗为0.0075和0.0085kWh/m3。SNR系统的曝气能耗为0.20kWh/m3，电渗析能耗为0.0054kWh/m3，MVR能耗为0.0226kWh/m3。因此，AAO和CAIRB的总能耗分别为0.530和0.491kWh/m3。
将CSU和反硝化滤池与AAO工艺相耦合，向CSU中投加18.0mg/L AlCl3(单价2800元/吨)和0.4mg/L PAM(单价18000元/吨)，去除AAO出水中残留的磷和SS。向反硝化滤池中加入50mg/L甲醇(单价3500元/吨)，去除NO3 -，确保出水TN低于5.0mg/L。因此，AAO工艺处理药剂成本为0.24元/m3。在CAIRB工艺中，向CSU中加入24.0mg AlCl3和0.5mg/L PAM以同时去除进水中的磷和SS。向侧流除镁沉淀池中加入40mg/L NaOH(单价2400元/吨)。在侧流再生剂中加入318mg/L Na2CO3(单价1150元/吨)以保持碱度并除钙。因此，CAIRB工艺处理药剂成本为0.54元/m3。
国内常用的污泥处理与处置路线为污泥浓缩、厌氧消化、脱水和填埋，处理成本为1800元/吨干固体(tDS)。根据AAO工艺污泥表观产率0.4gSS/gCOD计算，吨水产泥为0.1kgDS，其污泥处理与处置成本为0.18元/m3。在CAIRB工艺中，CSU和主流MBR的吨水污泥产量典型值为0.14kgDS，其污泥处理与处置成本为0.25元/m3。
在传统工艺中，AAO、CSU和反硝化滤池没有回收任何资源。CAIRB工艺处理每吨水将回收170g NaNO3(单价为3900元/吨)、100g CaCO3(单价为900元/吨)和29g Mg(OH)2(单价为2100元/吨)。资源回收后，CAIRB工艺的吨水总收益为0.76元。
表3在满足严格的生活污水排放标准下，传统AAO和CAIRB工艺的技术经济对比
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AAO和CAIRB工艺的处理总成本分别为0.70和0.97元/m3。资源回收后，CAIRB工艺的成本降至0.46元/m3。
考虑到全球每年的生活污水处理量为355亿吨，应用CAIRB工艺将大大节省污水处理厂的占地面积，全球节地总面积3.37×107hm2，相当于北京市面积的20倍。根据实际工程数据，AAO工艺所需的前期投资为1.78亿元，是CAIRB工艺的1.38倍。由于硝化所需的曝气量大大降低，CAIRB工艺的总能耗为AAO工艺的92.6％。CAIRB工艺的化学药剂成本为0.54元/m3，其中绝大部分是SNR硝化所需的碱度。CAIRB工艺的污泥处理和处置成本与AAO工艺相比将增加39.9％。考虑资源回收后，CAIRB的运营成本(0.46元/m3)相比于AAO(0.88元/m3)大幅下降，这不仅有利于环境保护和资源回收，也向未来污水处理厂提出一种经济可行、具有发展潜力的污水处理新工艺。
上述的对实施例的描述是为便于该技术领域的普通技术人员能理解和使用发明。熟悉本领域技术的人员显然可以容易地对这些实施例做出各种修改，并把在此说明的一般原理应用到其他实施例中而不必经过创造性的劳动。因此，本发明不限于上述实施例，本领域技术人员根据本发明的揭示，不脱离本发明范畴所做出的改进和修改都应该在本发明的保护范围之内。
Claims (8)
1.一种污水的高效氮回收工艺，其基于高效氮回收装置实施，其特征在于，该工艺包括接入主流污水处理管路中的氨氮离子交换单元、与氨氮离子交换单元通过再生液循环管路连接并构成循环的再生液储备箱，所述的再生液储备箱还依次连接除镁沉淀池、除钙沉淀池、生物硝化反应器、电渗析模块和蒸发浓缩模块，所述生物硝化反应器还返回连接再生液储备箱；
该高效氮回收工艺包括以下步骤：
(1)待处理污水泵入氨氮离子交换单元中，以除去污水中的氨氮；
(2)运行结束后，对氨氮离子交换单元进行再生，从再生液储备箱中输出再生液并泵入氨氮离子交换单元中，进行再生处理，处理后的再生液再返回再生液储备箱，如此，实现循环再生；
(3)再生结束后，再生液储备箱中的再生液再依次进入除镁沉淀池、除钙沉淀池中进行硬度离子回收，接着进入生物硝化反应器进行硝化处理；
(4)硝化处理后的再生液被分为两股，其中，一股直接返回再生液储备箱，另一股则依次进入电渗析模块和蒸发浓缩模块中进行浓缩、蒸发结晶，所得结晶固体则作为氮回收产物输出；
所述再生液为硝酸钠、硝酸钾中的一种或几种的混合的溶液，其浓度为0.01-100g/L。
2.根据权利要求1所述的一种污水的高效氮回收工艺，其特征在于，所述电渗析模块和蒸发浓缩模块还分别返回连接所述再生液储备箱。
3.根据权利要求1所述的一种污水的高效氮回收工艺，其特征在于，所述生物硝化反应器还连接曝气泵。
4.根据权利要求1所述的一种污水的高效氮回收工艺，其特征在于，所述除镁沉淀池和除钙沉淀池还分别连接除镁加药器和除钙加药器。
5.根据权利要求1所述的一种污水的高效氮回收工艺，其特征在于，氨氮离子交换单元中所用的氨氮离子交换剂选自天然沸石、改性沸石、分子筛、粉煤灰或离子交换树脂中的一种或多种。
6.根据权利要求1所述的一种污水的高效氮回收工艺，其特征在于，污水在氨氮离子交换单元中的空柱停留时间为1-300min；
再生液对氨氮离子交换单元中的氨氮离子交换剂的再生时间为0.1-72h；
生物硝化反应器的进水pH控制为6.0-10.0，进水温度控制在15-40℃，进水NH4 +-N浓度为25-2000mg/L；
待处理再生液在生物硝化反应器中的停留时间为2-48h。
7.根据权利要求1所述的一种污水的高效氮回收工艺，其特征在于，除镁沉淀池中所采用的除镁药剂为氢氧化钠、石灰、氢氧化钙、碳酸盐和碳酸氢盐中的一种或几种。
8.根据权利要求1所述的一种污水的高效氮回收工艺，其特征在于，除钙沉淀池中所采用的除钙药剂为碳酸盐、碳酸氢盐中的一种或两种。
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