CN113816542A - 回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统及方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统及方法，系统包括电解槽、膜反应器和废水槽；电解槽两侧通过双极膜分隔有阴极室和阳极室，阴极室和阳极室之间设有一个以上处理单元，处理单元包括依序设置的硫酸铵室、废水室、稀土离子室和氨水室，硫酸铵室与废水室之间设有阴离子交换膜，废水室与稀土离子室之间设有阳离子交换膜，稀土离子室与氨水室之间设有二价阳离子交换膜；膜反应器具有第一腔室和第二腔室，第一腔室与电解槽的硫酸铵室连接且用于输出含硫酸铵的溶液至硫酸铵室，第二腔室与电解槽的氨水室通过第二管路连接；废水槽与废水室通过第三管路连接，本方案实施可靠、对环境友好且资源化处理效果佳。

Description

回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统及方法

技术领域

本发明涉及废水资源化处理技术领域，尤其涉及回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统及方法。

背景技术

离子吸附型稀土矿是由各类含稀土的岩石经过长期的风化作用形成的一类具有重要战略意义的富含中重稀土的特色资源和基础材料，已经列为我国的保护性开采资源。离子吸附型稀土矿中稀土主要以水合离子的形式吸附在粘土矿物上，当它遇到性质较活泼的阳离子时能被其交换解吸。目前常将硫酸铵作为浸取剂注入到矿体中，稀土离子与NH₄ ⁺发生离子交换后汇集至水冶车间，然后通过添加碳酸氢铵等试剂进行沉淀富集，得到碳酸盐稀土产品。该过程的最大优点是不需剥离表土和开挖山体，不会产生大量尾矿，但在浸矿和沉淀过程中会使用大量的硫酸铵和碳酸氢铵，会产生大量含有NH₄ ⁺和低浓度稀土元素的废水，存在较大的生态环境风险。目前，如何对该类废水中的NH₄ ⁺和低浓度稀土进行回收，实现环境保护和经济效益的双重作用，已成为行业关注的焦点。

目前，含有大量NH₄ ⁺的低浓度稀土废水(稀土离子浓度通常低于0.1g/L)的处理方法主要包括反渗透、离子交换、溶剂萃取和吸附等。反渗透具有常温操作、设备简单、占地少、操作方便等优点，但其应用条件较为苛刻，需要对废水进行预处理，同时存在能耗高、原水利用率低等缺点，限制了其广泛应用。离子交换法回收废水中低浓度稀土过程中，存在选择性差，树脂交换容量小等问题，这主要是因为低浓度稀土废水中除了含有低浓度稀土成份外，还含有大量的NH₄ ⁺、Ca²⁺、Al³⁺等离子，影响了离子交换树脂的选择性和交换容量。溶剂萃取过程中通常使用大量的易挥发、伤害大的有机萃取剂，对环境污染较大。吸附法具有操作简单、吸附剂价格低、能耗低等优点，但其存在选择性差，吸附剂易饱和吸附剂易损失等缺点。由此可见，现有处理含NH₄ ⁺低浓度稀土废水方法均存在一些明显的缺点，且难以实现低浓度稀土和NH₄ ⁺的同时回收。因此，开发一种能够同时回收废水中的NH₄ ⁺和低浓度稀土的系统及方法是非常具有现实意义和应用前景的课题。

发明内容

有鉴于此，本发明的目的在于提出一种实施可靠、对环境友好、资源化处理效率高且稳定的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统及方法。

为了实现上述的技术目的，本发明所采用的技术方案为：

一种回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，其包括电解槽、膜反应器和废水槽；

所述电解槽的两侧分别通过双极膜分隔有阴极室和阳极室，所述阴极室通过阴极板接入外部电源负极，所述阳极室通过阳极板接入外部电源正极，所述阴极室和所述阳极室之间设置有一个以上处理单元，该处理单元包括沿阳极室至阴极室方向依序设置的硫酸铵室、废水室、稀土离子室和氨水室，其中，硫酸铵室与废水室之间设有阴离子交换膜，所述废水室与稀土离子室之间设有阳离子交换膜，所述稀土离子室与氨水室之间设有二价阳离子交换膜；

所述膜反应器具有第一腔室和第二腔室，所述第一腔室与电解槽的硫酸铵室通过第一管路连接且用于输出含硫酸铵的溶液至硫酸铵室，所述第二腔室与电解槽的氨水室通过第二管路连接；

所述废水槽与废水室通过第三管路连接且将含氨氮和稀土离子的废水供应至废水室中；

其中，第一管路、第二管路和第三管路上均设有泵。

作为一种可能的实施方式，进一步，所述硫酸铵室通过第四管路与第一腔室连通且用于将含硫酸溶液输入至第一腔室；所述氨水室通过第五管路与第二腔室连通且用于将含氨水溶液输入到第二腔室，所述第四管路和所述第五管路上均设有泵；所述第一腔室和第二腔室之间设有气体分离膜，该气体分离膜用于第二腔室中的氨气在预设气体分压下，进入到第一腔室中。

作为一种较优的实施选择，优选的，所述废水室通过第六管路与废水槽连通且用于将废水回流会废水槽，所述第六管路上设有泵。

作为一种较优的实施选择，优选的，所述第一管路、第二管路、第三管路、第四管路、第五管路和第六管路上的泵均为蠕动泵。

作为一种可能的实施方式，进一步，所述阴极板和阳极板均为钛板，具体可以为钌铱钛板。

作为一种可能的实施方式，进一步，所述处理单元的数量为一个、两个或三个。

作为一种可能的实施方式，进一步，所述电化学系统的电流密度为4～16mA/cm²。

基于上述系统方案，本发明还提供一种含氨氮和/或稀土离子废水资源化处理系统，其包括上述所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统。

基于上述系统方案，本发明还提供一种回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学方法，其包括上述所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，所述电化学方法包括：以预设电流密度接入到电解槽中，然后将废水槽中含氨氮和稀土离子的废水供应至废水室中，同时，按预设频率或流速将膜反应器的第一腔室中的含硫酸铵的溶液输送至硫酸铵室；

进入废水室的废水中含有的SO₄ ^2-在电场作用下通过阴离子交换膜进入到硫酸铵室，在硫酸铵室中与H⁺离子结合生成H₂SO₄，而硫酸铵室中含有H₂SO₄的溶液按预设频率或流量被输送至膜反应器的第一腔室中；

进入废水室的废水中含有的阳离子在电场作用下通过阳离子交换膜向阴极室方向迁移进入到稀土离子室，其中，大于二价的高价阳离子被二价阳离子交换膜阻挡而无法继续进入到氨水室，而废水中的二价以内的NH₄ ⁺、Ca²⁺、Mg²⁺阳离子通过二价阳离子交换膜进入到氨水室中，在氨水室高pH条件下，Ca²⁺、Mg²⁺与OH^-结合形成Ca(OH)₂和Mg(OH)₂沉淀，实现废水中氨氮、稀土离子的分离和富集；

氨水室按预设频率或流速将含氨水的溶液输送至膜反应器的第二腔室中，第二腔室内产生的氨气经气体分离膜进入到第一腔室中，第二腔室还按预设频率或流速将溶液输送至氨水室内。

本方案的双极膜电渗析(BMED)是将双极膜(BPM)引入电渗析(ED)组成的一种新型的电渗析系统，其结合BPM在直流场作用下可将中间层的水分子(H₂O)解离为H⁺和OH^-(如附图1)，以及ED对废水中的阴、阳离子进行分离富集性能，BMED常被用于处理含盐废水的治理，并将盐转化为相对应的酸和碱(如附图2)。

作为一种可能的实施方式，进一步，所述电解槽、膜反应器均为尼龙材质成型的槽状结构。

本方案利用长方体槽状结构的电解槽与双极膜(BPM)、阴离子交换膜(AEM)和阳离子交换膜(CEM)以及二价阳离子交换膜(DCEM)相结合，以钛板为电极组成双极膜电渗析(BMED)系统；利用AEM和CEM对浸取液中的SO₄ ^2-和NH₄ ⁺、Ca²⁺、Mg²⁺、Ce³⁺、Ce⁴⁺等阳离子离子进行分离富集，并利用DCEM将多价稀土离子(如Ce³⁺、Ce⁴⁺)与NH₄ ⁺、Ca²⁺、Mg²⁺等一、二价阳离子进行分离，实现稀土离子的分离富集，同时利用BPM产H⁺和OH^-的特点，将NH₄ ⁺和SO₄ ^2-分别转化为NH₃·H₂O和H₂SO₄，将Ca²⁺、Mg²⁺金属离子以氢氧化物的形式去除，最后利用高pH条件下NH₃·H₂O可生成NH₃(方程1)，在一个装备气体膜的膜反应器中将NH₃·H₂O和H₂SO₄转化为(NH₄)₂SO₄。

NH₄ ⁺+OH^-﹦NH₃·H₂O＝NH₃↑+H₂O(方程1)

本方案利用尼龙材质进行制成槽状结构膜反应器，其由两室组成，第一腔室连接BMED系统的硫酸室，第二腔室连接氨水室。两室之间为一气体分离膜(HM)，实现氨水室中的NH₃在气体分压的驱动力下向第一腔室移动与其中的H₂SO₄反应生成(NH₄)₂SO₄。

本方案利用回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统(即BMED系统)分离富集SO₄ ^2-、NH₄ ⁺、Ca²⁺、Mg²⁺、Ce³⁺、Ce⁴⁺等离子，并以NH₃·H₂O和H₂SO₄形式回收NH₄ ⁺和SO₄ ^2-，同时将杂质离子以氢氧化物沉淀形式去除，其具体技术流程如下：

(1)废水室中的SO₄ ^2-在电场力作用下通过AEM进入硫酸铵室，而因为BPM的阻挡作用无法继续进入阳极室；废水中的NH₄ ⁺、Ca²⁺、Mg²⁺、Ce³⁺、Ce⁴⁺等阳离子在电场力作用下向阴极迁移进入稀土离子富集室，高价稀土离子被DCEM阻挡停留在稀土离子室，而NH₄ ⁺、Ca²⁺、Mg^{2 +}会继续透过DCEM进入氨水室，在氨水室中NH₄ ⁺与BPM产生的OH^-结合形成NH₃·H₂O，而Ca²⁺、Mg²⁺与OH^-结合形成Ca(OH)₂和Mg(OH)₂沉淀，得以从水体中去除。

(2)利用蠕动泵将BMED中的硫酸铵室和膜反应器中的第一腔室组成一个循环回路，使得硫酸铵室产生的H₂SO₄可以进入膜反应器的第一腔室，提供吸收NH₃的酸性条件；而膜反应器第一腔室中的溶液继续进入BMED系统中的硫酸铵室，该腔室继续接收双极膜产生的H⁺和由废水室迁移而来的SO₄ ^2-。

(3)利用蠕动泵将BMED系统中的氨水室和膜反应器中的第二腔室组成一个循环闭合回路，在氨水室中NH₄ ⁺与OH^-结合形成NH₃·H₂O，随着BPM产生的OH^-逐渐增多，溶液pH逐渐升高，使得方程1的反应向右进行，进而溶液中的NH₃分压逐渐升高，导致溶液中的NH₃在膜反应器中由第二腔室向第一腔室迁移，与第一腔室中的H₂SO₄反应生成(NH₄)₂SO₄。

采用上述的技术方案，本发明与现有技术相比，其具有的有益效果为：本方案可用于针对以硫酸铵为浸取液提取离子型稀土过程产生的含NH₄ ⁺及低浓度稀土的废水引起的资源浪费和环境污染问题，结合BMED系统的性能特点，提出了“回收低浓度稀土废水中氨氮(NH₄ ⁺)和稀土离子的电化学系统及方法”；通过阴离子交换膜(AEM)和阳离子交换膜(CEM)对SO₄ ^2-、NH₄ ⁺以及随稀土离子共同浸出的杂质离子等进行分离富集，并结合BMED产H⁺和OH^-的特点，以硫酸铵的形式回收废水中的SO₄ ^2-和NH₄ ⁺，并对低浓度的稀土离子进行富集浓缩；同时，以氢氧化物沉淀的形式去除废水中的Ca²⁺、Mg²⁺等杂质离子，为后续获得高纯度稀土提供保障。此方法不仅可以解决氨氮废水排放造成的环境污染问题，同时还可实现废水资源化；另外，本方案优点还可归纳如下：

1)低浓度稀土废水中稀土离子可以由初始的低于0.1g/L被富集至2-3g/L，实现稀土离子的富集和回收。

2)能以(NH₄)₂SO₄的形式回收废水中的NH₄ ⁺，(NH₄)₂SO₄浓度可达20-35g/L，满足离子型稀土浸取液的浓度要求；同时解决了因NH₄ ⁺排放引起的潜在环境污染问题。

3)本方案以沉淀形式去除80％-95％的Ca²⁺、Mg²⁺等杂质离子，减小了杂质离子对稀土产品纯度的影响。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例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，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，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是本发明所述BPM水解的原理示意图；

图2是本发明所述BMED产酸、产碱的原理示意图；

图3是本发明系统的简要结构实施示意图；

图4是本发明实施例1的简要实施结构示意图；

图5是本发明实施例2的简要实施结构示意图；

图6是本发明实施例3的简要实施结构示意图。

具体实施方式

下面结合附图和实施例，对本发明作进一步的详细描述。特别指出的是，以下实施例仅用于说明本发明，但不对本发明的范围进行限定。同样的，以下实施例仅为本发明的部分实施例而非全部实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其它实施例，都属于本发明保护的范围。

如图3所示，本方案一种回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，其包括电解槽1、膜反应器3和废水槽5；

所述电解槽1的两侧分别通过双极膜2分隔有阴极室12和阳极室11，所述阴极室12通过阴极板22接入外部电源负极，所述阳极室12通过阳极板21接入外部电源正极，所述阴极室12和所述阳极室11之间设置有一个以上处理单元4，该处理单元4包括沿阳极室11至阴极室12方向依序设置的硫酸铵室41、废水室42、稀土离子室43和氨水室44，其中，硫酸铵室41与废水室42之间设有阴离子交换膜45，所述废水室42与稀土离子室43之间设有阳离子交换膜46，所述稀土离子室43与氨水室44之间设有二价阳离子交换膜47；

其中，所述膜反应器3具有第一腔室32和第二腔室33，所述第一腔室32与电解槽1的硫酸铵室41通过第一管路连接321且用于输出含硫酸铵的溶液至硫酸铵室41，所述第二腔室33与电解槽1的氨水室44通过第二管路331连接；

所述废水槽5与废水室42通过第三管路连接51且将含氨氮和稀土离子的废水供应至废水室42中；

另外，第一管路321、第二管路331和第三管路51上均设有泵322、332、511。

本方案中，作为一种可能的实施方式，进一步，所述硫酸铵室41通过第四管路111与第一腔室32连通且用于将含硫酸溶液输入至第一腔室32；所述氨水室44通过第五管路441与第二腔室33连通且用于将含氨水溶液输入到第二腔室33，所述第四管路111和所述第五管路441上均设有泵112、442；所述第一腔室32和第二腔室33之间设有气体分离膜31，该气体分离膜31用于第二腔室33中的氨气在预设气体分压下，进入到第一腔室32中。

本方案中，作为一种较优的实施选择，优选的，所述废水室42通过第六管路421与废水槽5连通且用于将废水回流会废水槽5，所述第六管路421上设有泵422。

本方案中，作为一种较优的实施选择，优选的，所述第一管路321、第二管路331、第三管路51、第四管路111、第五管路441和第六管路421上的泵均为蠕动泵。

本方案中，作为一种可能的实施方式，进一步，所述阴极板22和阳极板21均为钛板，具体可以为钌铱钛板。

基于上述系统方案，该系统回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学方法，包括：

以预设电流密度接入到电解槽1中，然后将废水槽5中含氨氮和稀土离子的废水供应至废水室42中，同时，按预设频率或流速将膜反应器3的第一腔室32中的含硫酸铵的溶液输送至硫酸铵室41；

进入废水室42的废水中含有的SO₄ ^2-在电场作用下通过阴离子交换膜进入到硫酸铵室41，在硫酸铵室41中与H⁺离子结合生成H₂SO₄，而硫酸铵室41中含有H₂SO₄的溶液按预设频率或流量被输送至膜反应器3的第一腔室32中；

进入废水室42的废水中含有的阳离子在电场作用下通过阳离子交换膜46向阴极室12方向迁移进入到稀土离子室43，其中，大于二价的高价阳离子被二价阳离子交换膜47阻挡而无法继续进入到氨水室44，而废水中的二价以内的NH₄ ⁺、Ca²⁺、Mg²⁺阳离子通过二价阳离子交换膜47进入到氨水室44中，在氨水室44高pH条件下，Ca²⁺、Mg²⁺与OH^-结合形成Ca(OH)₂和Mg(OH)₂沉淀，实现废水中氨氮、稀土离子的分离和富集；

氨水室44按预设频率或流速将含氨水的溶液输送至膜反应器3的第二腔室33中，第二腔室33内产生的氨气经气体分离膜31进入到第一腔室32中，第二腔室33还按预设频率或流速将溶液输送至氨水室44内。

本方案中，所述处理单元的数量可以为一个、两个或三个以上，其中，图4示出了仅有一个处理单元时的系统结构示意图，图5示出了具有两个处理单元时的系统结构示意图，图6示出了具有三个处理单元时的系统结构示意图。

实施例1

如图4所示，本实施例为验证方法富集低浓度稀土离子与回收NH₄ ⁺的性能，配制了电解质硫酸钠浓度为0.3g/L，铈离子和NH₄ ⁺浓度分别为0.15g/L和0.5g/L的模拟低浓度稀土废水，在双极膜电渗析电流密度为4、8、16mA/cm²、废水室体积、硫酸室和氨水室体积比为20:1:1时，经过40h，废水室NH₄ ⁺的去除率分别为81％、85％和92％，硫酸铵室对应的浓度分别26.7g/L、29.4g/L和31.2g/L，可以达到硫酸铵作为稀土离子浸取液的浓度要求(一般要求高于20g/L)。Ce³⁺去除率分别为82％、90％和95％，稀土室Ce³⁺离子浓度达2.21g/L、2.42g/L和2.62g/L，回收率分别为74％、81％和87％，稀土室回收率低于废水室Ce³⁺去除率主要是因为部分Ce³⁺被阳离子交换膜吸附。

经实验表明，该系统及方法可以对低浓度稀土离子和NH₄ ⁺进行分离富集，实现了资源回收的目的。

实施例2

如图4所示，在实施例1的结构基础上，为验证该方法在分离富集并回收稀土离子和NH₄ ⁺的同时，能够去除废水中的Ca²⁺、Mg²⁺等杂质离子。配制了电解质浓度为0.3g/L,铈离子浓度为0.15g/L、NH₄ ⁺浓度为0.5g/L、Ca²⁺浓度为0.1g/L、Mg²⁺浓度为0.15g/L的模拟低浓度稀土废水，在双极膜电渗析电流密度为8mA/cm²条件下，经过40h，废水室NH₄ ⁺的去除率为83％，硫酸铵室对应的浓度为27.3g/L，可以达到硫酸铵作为稀土离子浸取液的浓度要求，但比实例1中同样电流密度条件下回收到的硫酸铵浓度稍低，这主要是因为NH₄ ⁺在BMED系统中的迁移受到Mg²⁺、Ca²⁺离子的竞争迁移影响。Ce³⁺去除率为86％，稀土室Ce³⁺离子浓度达2.31g/L，回收率分别为77％，Ca²⁺和Mg²⁺在废水中的去除率分别为89％和93％，在稀土室中的浓度为0.14g/L和0.26g/L，这说明Mg²⁺、Ca²⁺两种离子可以在废水室中被去除，但进入稀土室的Mg²⁺、Ca²⁺不能完全从稀土室迁移进入氨水室，但明显低于Ce³⁺在稀土室中的富集率，说明该系统中的二价阳离子交换膜起到了良好的二价离子和Ce³⁺离子的分离作用。

经实验表明，在Mg²⁺、Ca²⁺离子存在的条件下，该方法可以实现对Ce³⁺的分离富集，并可回收到硫酸铵，但其效率相对无Mg²⁺、Ca²⁺条件下略低，同时该方法可以实现良好的Ce³⁺与Mg²⁺、Ca²⁺的分离，降低Mg²⁺、Ca²⁺对后续稀土提取的影响。

实施例3

为验证BMED系统中串联多个处理单元时的NH₄ ⁺回收率和Ce³⁺分离富集效率，分别设计了两个和三个处理单元的BMED系统(分别如附图4和5所示)，并在BMED电流密度为8mA/cm²，废水室体积、硫酸室和氨水室体积比为20:1:1条件下对电解质硫酸钠浓度为0.3g/L，Ce³⁺和NH₄ ⁺浓度分别为0.15g/L和0.5g/L的模拟低浓度稀土废水进行处理。40h后，附图4所示的BMED系统中的废水室NH₄ ⁺去除率为86％，硫酸铵室对应的浓度为29.2g/L，Ce³⁺去除率为91.1％，稀土室Ce³⁺离子浓度达2.41g/L，回收率分别为80.3％.附图5所示BMED系统中废水室NH₄ ⁺的去除率为85.6％，硫酸铵室对应的浓度29.3g/L；Ce³⁺去除率为91.3％，稀土室Ce^{3 +}离子浓度达2.42g/L，回收率分别为80.7％。

经实验结果表明，在两个和三个处理单元的BMED系统中获得了和实例1中拥有1个处理单元的BMED系统几乎相同的NH₄ ⁺去除率、Ce³⁺去除率、Ce³⁺富集浓度和硫酸铵溶液。

以上所述仅为本发明的部分实施例，并非因此限制本发明的保护范围，凡是利用本发明说明书及附图内容所作的等效装置或等效流程变换，或直接或间接运用在其他相关的技术领域，均同理包括在本发明的专利保护范围内。

Claims (10)

1.一种回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，其特征在于，其包括电解槽、膜反应器和废水槽；

所述电解槽的两侧分别通过双极膜分隔有阴极室和阳极室，所述阴极室通过阴极板接入外部电源负极，所述阳极室通过阳极板接入外部电源正极，所述阴极室和所述阳极室之间设置有一个以上处理单元，该处理单元包括沿阳极室至阴极室方向依序设置的硫酸铵室、废水室、稀土离子室和氨水室，其中，硫酸铵室与废水室之间设有阴离子交换膜，所述废水室与稀土离子室之间设有阳离子交换膜，所述稀土离子室与氨水室之间设有二价阳离子交换膜；

所述膜反应器具有第一腔室和第二腔室，所述第一腔室与电解槽的硫酸铵室通过第一管路连接且用于输出含硫酸铵的溶液至硫酸铵室，所述第二腔室与电解槽的氨水室通过第二管路连接；

所述废水槽与废水室通过第三管路连接且将含氨氮和稀土离子的废水供应至废水室中；

其中，第一管路、第二管路和第三管路上均设有泵。

2.如权利要求1所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，其特征在于，所述硫酸铵室通过第四管路与第一腔室连通且用于将含硫酸溶液输入至第一腔室；所述氨水室通过第五管路与第二腔室连通且用于将含氨水溶液输入到第二腔室，所述第四管路和所述第五管路上均设有泵；所述第一腔室和第二腔室之间设有气体分离膜，该气体分离膜用于第二腔室中的氨气在预设气体分压下，进入到第一腔室中。

3.如权利要求2所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，其特征在于，所述废水室通过第六管路与废水槽连通且用于将废水回流会废水槽，所述第六管路上设有泵。

4.如权利要求3所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，其特征在于，所述第一管路、第二管路、第三管路、第四管路、第五管路和第六管路上的泵均为蠕动泵。

5.如权利要求1所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，其特征在于，所述电解槽、膜反应器均为尼龙材质成型的槽状结构。

6.如权利要求1所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，其特征在于，所述阴极板和阳极板均为钛板。

7.如权利要求1至6之一所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，其特征在于，所述处理单元的数量为一个、两个或三个。

8.如权利要求1所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，其特征在于，所述电化学系统的电流密度为4～16mA/cm²。

9.一种含氨氮和/或稀土离子废水资源化处理系统，其特征在于，其包括权利要求1至8之一所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统。

10.一种回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学方法，其特征在于，其包括权利要求1至8之一所述的回收低浓度稀土废水中氨氮和稀土离子的电化学系统，所述电化学方法包括：以预设电流密度接入到电解槽中，然后将废水槽中含氨氮和稀土离子的废水供应至废水室中，同时，按预设频率或流速将膜反应器的第一腔室中的含硫酸铵的溶液输送至硫酸铵室；

进入废水室的废水中含有的SO₄ ^2-在电场作用下通过阴离子交换膜进入到硫酸铵室，在硫酸铵室中与双极膜产生的H⁺离子结合生成H₂SO₄，而硫酸铵室中含有H₂SO₄的溶液按预设频率或流量被输送至膜反应器的第一腔室中；

进入废水室的废水中含有的阳离子在电场作用下通过阳离子交换膜向阴极室方向迁移进入到稀土离子室，其中，大于二价的高价阳离子被二价阳离子交换膜阻挡而无法继续进入到氨水室，而废水中的二价以内的NH₄ ⁺、Ca²⁺、Mg²⁺阳离子通过二价阳离子交换膜进入到氨水室中，在氨水室高pH条件下，Ca²⁺、Mg²⁺与OH^-结合形成Ca(OH)₂和Mg(OH)₂沉淀，实现废水中氨氮、稀土离子的分离和富集；

氨水室按预设频率或流速将含氨水的溶液输送至膜反应器的第二腔室中，第二腔室内产生的氨气经气体分离膜进入到第一腔室中，第二腔室还按预设频率或流速将溶液输送至氨水室内。

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