电化学除盐（精选8篇）
电化学除盐 篇1
摘要：在总结国内外研究的基础上,从电化学除盐的原理入手,综合分析了影响除盐效率和效果的各种因素,并结合除盐试验,提出了除盐应用中应解决的主要问题,为进一步研究电化学除盐技术提供了理论依据。
关键词：电化学除盐,混凝土,耐久性,钢筋锈蚀
由于耐久性损伤原因、程度、工作环境和结构的安全性、耐久性要求不同,可采取的修复防护技术方法众多,电化学除盐就是其中比较重要的方法之一,已经列入《混凝土结构耐久性修复与防护技术规程》(征求意见稿)中。但电化学除盐技术研究与应用还不够成熟,仍存在很多值得研究和探讨的问题。文中在总结国内外研究的基础上,综合分析了影响除盐效率和效果的各种因素,并结合电化学除盐试验,提出了除盐施工中应解决的主要问题。
1电化学除盐的效率
首先规定:在电场作用下,单位时间内氯离子迁移所携带的电荷量与同期所施加总电荷量的比值为电化学除盐效率,而除盐结束后钢筋周围离子环境减少、阻止或者预防钢筋锈蚀的能力为电化学除盐的效果。
除盐的效果与施加的电流密度和通电时间密切相关,但除盐的副作用也与这两个因素密切相关,因此确定合理的电流密度和除盐时间,既保证除盐效果,又尽可能地减少除盐副作用对混凝土结构带来的损害,是除盐必须考虑和研究的主要问题。
1.1 氯离子的迁移数
电化学除盐的实质是在外加电场的作用下,氯离子在饱和孔溶液的加速迁移[1,2]。混凝土中不仅有氯离子还有其他离子,假设由离子i所运载的电流分数ti为离子的迁移数,则所有离子的迁移数应满足下列关系:
氯离子的迁移数可用式(2)计算。因此,氯离子的迁移数是在电场作用下迁移氯离子的电荷量与被迁移各种离子电荷总量的比值。
其中,Ci为离子i的浓度;zi为离子i所带电荷数;Di为离子i的扩散系数。
从式(2)可以看出,在电化学除盐过程中,氯离子的迁移数不但与氯离子本身浓度和扩散系数有关,而且与其他所有迁移离子的浓度和扩散系数有关。如果氯离子相对于其他负离子,浓度比较高,扩散系数比较大,那么氯离子的迁移数就比较大。
1.2 除盐的效率
由前面除盐效率的规定可以看出,除盐效率的高低与氯离子的迁移数基本一致:氯离子迁移数大,除盐效率就比较高;氯离子迁移数小,除盐效率就比较低。随着除盐过程的进行,钢筋周围氯离子浓度逐渐减小,氢氧根离子浓度逐渐增大,氯离子迁移数也会减小,除盐的效率随之降低。试验结果显示了除盐过程中氯离子浓度的分布变化(见图1)。
2 电化学除盐的效果
2.1 除盐过程中Cl-/OH-的分布变化
除盐过程中钢筋周围氯离子降低的同时氢氧根离子也在增加,氯离子与氢氧根离子的比值迅速降低。理论上当比值小于0.6时,钢筋锈蚀很难发生,就达到了一定的除盐效果。试验结果显示(见图2),电化学除盐6周后,虽然氯离子含量仍然较高,和混凝土质量的比为0.085%,大于规范二类a环境下规定的最低限值0.055%,但是和氢氧根离子的质量比小于0.2,远远低于钢筋锈蚀的临界值0.6,足以确保钢筋免遭锈蚀。并且除盐6周后,除盐效率明显降低,如果单独考虑把氯离子降至规范规定最低限值,需要大大延长除盐时间,从经济技术角度来说也是不合理的,况且电化学除盐的目的是减少、阻止或者预防钢筋的锈蚀,而不是一味地降低氯离子的含量。
2.2 除盐过程中混凝土孔结构的变化
在试验过程中维持电流不变,需要不断调大电压,说明除盐过程中电阻不断增大、离子的扩散系数不断减小,这是因为除盐后混凝土的孔结构大小及分布会发生一系列变化[3]。
孔结构大小及分布的变化会改变离子的迁移途径,影响离子的扩散系数,并且影响程度与离子的特性尤其是半径有关。因此,随着孔结构的变化,所有离子的扩散系数都会降低,但由于氯离子的离子半径大于氢氧根离子的离子半径,所以氯离子受到的影响要大于氢氧根离子。由于混凝土孔结构的变化,电化学脱盐处理后的混凝土的密实性有所提高,表面的吸水率也明显减小,除盐后外界氯离子再次向混凝土内部扩散的能力也会降低,会间接地提高除盐后混凝土的耐久性。
3 除盐电流密度和时间的控制
3.1 电流密度的控制
从技术经济角度考虑,为了确保合理的除盐时间,就必须施加足够大的电流密度,提高所需的除盐速度。但是,过大的电流密度会导致混凝土内部产生大量的热,可能导致混凝土膨胀开裂,因此,实际除盐中不能使用过大的电流。一般除盐的电流密度为1 A/m2～3 A/m2,但对于不同胶凝体系的混凝土,确定合理的电流密度仍是一个需要深入研究探讨的问题。
3.2 除盐时间的控制
除盐效果可以从两个方面来衡量:一个是氯离子含量降至规范的最低限定值,另一个就是氯离子和氢氧根离子的比值降至临界值以下,而除盐的时间可选择两者中的较小值。假设氯离子在混凝土孔溶液中的迁移遵循离子在连续介质中迁移的规律,在不考虑氯离子自由扩散和随流体对流的影响,由一维的Nernst-Planck偏微分方程可得到在电场作用下氯离子的扩散方程为:
给出方程(3)的初始条件和实际工艺中的边界条件,可以求出达到预定的氯离子含量所需的理论时间。
在电化学除盐应用过程中,可以参考理论时间进行除盐,除盐结束后对除盐效果进行检测,以确定除盐是否继续进行。
4 结论与建议
电化学除盐是修复受氯离子侵蚀混凝土结构的一种新技术。尽管国内外已做了一些研究和工程应用,但实际除盐中还需要解决的问题很多。目前修复规程上所做的一些规定,主要是实践经验的总结,缺乏实验和理论的验证分析。因此,结合电化学原理,对除盐效率和效果及其影响因素进行深入的理论分析和试验验证十分必要。
参考文献
[1]Schneck U.Investigation on the chloride transformation duringthe electrochemical chloride extraction process[J].Material andCorrosion,2000(51):91-96.
[2]邵元华,朱果逸,董献堆.电化学方法原理与应用[M].张柏林,译.北京:化学工业出版社,2005:39-40.
[3]Michael,Siegwart,John F.Lyness,Brian J.McFarland,Change of pore size in concrete due to electrochemical chlorideextraction and possible implications for the migration of ions[J].Cement and Concrete Research,2003(33):1211-1221.
[4]刘斌,周新刚,王凤达.混凝土结构电化学除盐过程控制理论的探讨[J].山西建筑,2007,33(34):166-167.
电化学除盐 篇2
饮用水除盐技术的研究与进展
摘要：文章对近年来国内外饮用水除盐技术的`主要研究成果和进展状况进行了论述,特别是比较成熟而且应用较广的一些技术,如离子交换法、电渗析、反渗透和电吸附水处理技术.作 者：冯俊生 朱宏 李玲 FENG Jun-sheng ZHU Hong LI Ling 作者单位：江苏工业学院环境与安全工程系,常州,213164期 刊：环境科学与技术 ISTICPKU Journal：ENVIRONMENTAL SCIENCE & TECHNOLOGY年，卷(期)：,30(z1)分类号：X703关键词：除盐 离子交换 电渗析 反渗透 电吸附
电化学除盐 篇3
1 造成酸碱耗高的原因分析
1.1 水源水质
电厂化学制水采用的水源有可能受到污染,使水中有机物和金属盐类含量偏高且成分复杂,造成树脂中毒难以洗脱,导致树脂运行周期短、再生频繁、酸碱耗升高。因此对于水源的选择是影响酸碱耗高的主要原因,通常的电厂总是选择水源较好的位置进行建厂或者取水,这是对于电厂的需要也是公众对于安全用水的必然要求。
1.2 树脂
众所周知,树脂在离子交换过程中扮演着十分重要的作用。由于树脂乱层、被有机物污染等原因,树脂层中离子形态及分布规律被打乱或者中毒失效,失去逐层置换的作用,从而降低再生效率和再生度,影响制水周期和酸碱耗。同时树脂再生工艺不精,也是酸碱耗量高的原因之一,因此,树脂在成酸碱耗高方面也起着非常重要的影响作用。
1.3 再生过程的影响
制水中交换器的再生方式对其运行周期,出水水质及酸、碱耗也有较大的影响。顺、逆流再生的选择;交换树脂的反洗程度;再生液的浓度、温度、流速、用量、接触时间等也会对离子交换树脂再生效果有影响,进而影响离子交换树脂的交换容量和再生酸、碱耗。此外,再生剂的种类、质量等都会对再生效果和酸、碱耗有影响。
1.4 其他原因
一方面,操作人员操作的随意性或工作中不认真,如水碱度、阳床出水酸度以及二氧化碳等参数不进行测量,仅根据个人经验或实验班数据来计算酸碱耗,造成计量结果不准确。另一方面,离子交换树脂使用时间长,使树脂老化、降解、破碎、损耗等严重,从而造成离子交换树脂工作交换容量下降,增大酸碱耗。
2 降低酸碱耗的解决措施的分析
2.1 工作人员经常检查水源水质
要安排专职人员定期检查水源水质是否异常(如化学耗氧量COD、氯离子等含量及上游违规排放各种污染物超过预处理制水设备处理能力,使进入离子交换器的水残余氯<0.1mg/L、化学耗氧量COD<2mg/L),如有问题及时切换备用水源(如地下深井水),防止异常水源污染除盐系统离子交换树脂,造成再生酸、碱耗量的增加。同时加强澄清池运行,澄清池是电厂化学制水的首要关口,在澄清池中,通过混凝剂的混凝作用,不仅除去了生水中绝大部分悬浮物、胶体及颗粒状杂质,也除去了少部分的硬度。加强澄清池管理,保证其出水质量是保证化学制水的关键。
2.2 消除自身水质污染
众所周知,自身水质的污染对降低酸碱耗起着非常重要的影响作用,因此,可以采取相应的措施,使自身水质污染得到消除,这样将会大大促进酸碱耗的降低。比如,在对反应过程中产生的废酸碱排进一个中和池中,这样就能够将大部分废酸碱中和掉,中和后将中和液通过泵输送到造气污水处理系统,经过处理后将其作为补充水待用,这样有三方面的好处:一是,对环境基本上没有了污染;二是,能够在很大程度上利用水资源;三是,在很大程度上消除自身的水质污染,总之,将自身水质污染彻底消除掉,将会在很大程度上保证交换器能够正常的运行。
2.3 电厂应完善再生过程控制
通过完善再生过程的控制,可以让电厂在充分利用现有设备的基础上提高树脂再生效果、延长运行周期、降低酸碱耗,这样将会有两方面的好处:一是,使生产成本大大降低;二是,能够在最大程度上提高化学设备运行高效性,因此可以说,该方法也是最直接、最有效的措施。
根据离子交换除盐理论,树脂交换基团的再生度与交换基团和酸碱再生液的接触时间成正比,即酸碱液在床内的滞留时间长有利于离子的彻底交换。保证再生液浓度和延长进酸碱时间可使交换作用充分进行并有效的降低酸碱耗。再生前将床内水排空并进行除盐水冲洗,可避免当阴床失效时,阴树脂基团失去交换作用,并使酸被洗掉同时又松动了树脂层,使水流均匀,阻力减小,提高了再生的效率和效果。
2.4 及时擦洗活性炭过滤器
活性炭过滤器在离子交换除盐设备系统中占据着非常重要的地位,并且活性炭过滤器的安装位置也非常重要,安装在阳离子交换器的前面,这样设计安装主要有两方面的作用,一方面能够将水中残留的Cr和有机物去除掉;另一方面,能够将水中那些残留的悬浮物等杂物截留住,因此,活性炭过滤器这两方面的作用将会在很大程度上起到保护树脂的作用,延长了树脂的使用寿命。除此之外,在保护活性炭过滤器方面要做到经常对其进行相应的空气擦洗,这样做的目的就是尽最大努力去除里面占有的悬浮物、有机物等杂质的残留量,使其吸附能力得以恢复和保持,因此,有专家曾说过,保护树脂减少污染的最有效措施就是对活性炭过滤器要经常及时的进行相应的擦洗。实验证明:在50~70m3/h的流量下,擦洗间隔为3-4d;流量为20-30m3/h时,擦洗间隔为4-6d。
2.5 严格控制酸碱及树脂的用量和质量
电厂每购买一批酸碱和新树脂时,需按电厂规定进行取样检测,保证每批酸、碱进厂时品质合格,从而防止因再生剂品质等原因影响再生效果这是降低酸碱耗的重要方式之一。继续改进污染树脂的超声波与药剂联合清洗复苏处理工艺,恢复树脂的交换容量。同时电厂应加大生产人员技术培训力度,提高运行人员技术业务素质,并开展一系列针对降低酸、碱耗小指标竞赛活动,合理制订酸、碱耗指标,调动员工积极性,增强运行人员责任心和工作热情。
3 结束语
综上所述,我们可以看出,只要用科学的方法,从多方面采取措施,就能使酸碱耗维持在相对较低且合理的水平。而这些成果的实现离不开电厂里所有人的共同努力,既要求综合部门又要求技术部门进行努力,只要大家为了一个共同目标,齐心协力,所有瓶颈都会被攻破的。所以实现最大经济效益同时考虑到环境和社会效益,才是真的走可持续发展的科学道路。
参考文献
[1]戴广华.电厂水处理与化学监督[M].中国电力出版社,2011-09.
电化学除盐 篇4
一、补给水制备工艺的现状
目前热电厂补给水制备工艺主要有三种:化学离子交换器除盐, 一级反渗透+精处理混床化学除盐, “全膜法”除盐, 即“超滤+两级反渗透+电除盐 (EDI) 装置”。
1. 化学离子交换器除盐。
化学离子交换器除盐采用的是化学原理, 利用H型离子交换剂将水中的各种阳离子交换成H+, 利用OH型离子交换剂将水中的各种阴离子交换成OH-, 水经过这两种交换处理后就可将水中的各种盐类几乎除尽。其生产流程是视原水水质的不同, 原水经沉淀、过滤处理后进入阳离子交换器去除水中的阳离子变成酸性的中间水, 中间水经脱碳器去除水中溶解的二氧化碳后进入阴离子交换器去除水中的阴离子, 此时的水便是一级除盐水。为了满足锅炉对水质的高要求, 一级除盐水还要经混床脱硅并除去残余的离子变成二级除盐水, 二级除盐水一般电导率在0.2μs/cm以下。化学离子交换器除盐的主要工艺设备是阴阳离子交换器, 伴随技术的发展其可分为顺流再生固定床、逆流再生固定床、双室双层浮动床、移动床、流动床等等, 其生产工艺主要为两个环节, 一是交换制水环节, 利用阴阳离子交换器中的离子交换树脂对离子的吸附性将水中的离子吸附在树脂上;二是再生环节, 利用离子交换树脂对离子的选择性用再生剂中的离子将失效树脂吸附的水中离子替换下来, 使失效树脂获得再生。再生剂一般为强酸强碱, 再生过程一般要求过饱和再生, 因此再生排放物既有浓缩了几十倍的水中各种离子, 又有少部分强酸强碱, 所以对环境的污染较大。化学离子交换器除盐作为传统工艺它具有初期投入相对较小、工艺成熟的优点, 目前在热电行业应用最为广泛, 但是运行时酸碱消耗较大, 环保效益差, 如需达标排放所需后续水处理设施比较复杂且运行成本高, 企业节能减排负担重。
2. 一级反渗透+精处理混床化学除盐。
反渗透除盐采用的是物理原理, 它利用了半透膜只能透过水而不能透过溶质的渗透现象, 采用浓水侧加压的方法使浓水侧的淡水克服渗透压进入淡水侧, 以去除水中的离子。理论上只要提供足够的压力, 浓水侧的离子含量对反渗透的产水质量影响甚小, 因此对水质不敏感。
反渗透的生产流程是视原水水质的不同, 原水经沉淀、过滤处理后进入保安过滤器进一步过滤水中杂质, 然后通过高压泵加压进入反渗透设备本体, 反渗透设备的产水即为淡水, 视原水含盐量及系统设计等因素的影响, 一级反渗透产水的电导在20μs/cm～100μs/cm之间, 这样的水质尚不满足锅炉用水要求, 因此要进一步精处理, 后续精处理可以有多种选择, 一般为降低造价均采用一级混床, 混床出水可达到0.2μs/cm以下, 以供锅炉使用。为降低混床的脱盐负荷, 一般在混床前加有除碳器以去除淡水中溶解的二氧化碳。
反渗透除盐的主要工艺设备是反渗透设备本体和后续化学除盐设备, 反渗透设备本体由压力容器和内部盛装的反渗透膜组成, 反渗透膜即半透膜, 一般采用复合材料卷制成筒状, 筒的中心部分为产水流道, 外围部分为浓水流道, 运行时浓水侧加压, 淡水连续在压力作用下渗入产水流道, 盐分留在浓水侧最终排放掉。一般为提高水的利用率, 反渗透设计时均设计成一级两段, 在第二段对第一段的浓水再次进行除盐, 这样水的利用率可以达到75%, 盐分浓缩4倍。
后续精处理化学除盐设备多采用混床, 混床实际上就是多级阴阳离子交换除盐, 在一个交换器内混合装入阴阳离子交换树脂, 在运行前将它们混合均匀, 进水后其阴阳离子交换反应几乎同时进行, 消除了反离子的影响, 而且每组阴阳离子交换树脂均交错排列叠加, 相当于上千级复床脱盐, 因此交换反应进行得十分彻底, 出水水质很高。但是混床为保证出水水质一般均采取对离子选择性广泛的强阳强阴树脂, 而凝胶型的强树脂的工作交换容量远低于大孔型的弱树脂, 加上混合均匀度的影响, 混床的去离子能力比复床要小, 一般均作为高品质水的进一步精处理用。由此可见, 一级反渗透+精处理混床化学除盐工艺具有对水质不敏感的特点, 尤其是水质含盐量很高时综合运行费用相对较低, 因此在海水淡化中得以大量使用。缺点是耗水量相对较大, 当进水含盐量较高时后续混床的周期运行时间较短, 再生时正洗时间长, 耗水量大, 如果加上反渗透本身的浓水排放, 工业水率可能达到50%以上, 同时由于反渗透需加压运行, 高压泵的耗电量较大, 系统耗电量要多于化学离子交换器除盐。
3. 全膜法工艺除盐。
全膜法 (IMT) 水处理工艺由超/微滤、反渗透、EDI等不同的膜工艺有机地组合在一起, 达到高效去除污染物以及深度脱盐的目的, 出水可直接满足锅炉补给水的要求。该工艺的关键技术EDI系电渗析 (ED) 和离子交换技术 (DI) 有机结合, 达到连续除盐、运行维护简单、无酸碱排放污染。而超/微滤、反渗透已广泛应用于海水 (苦咸水) 淡化及废水回用。全膜法工艺具有设备占地面积小、现场安装工作量小、化学药品用量少、无污染物排放、运行操作简单、易于维护、自动化程度高、设备运行成本低等诸多优点。但是EDI技术因为对进水水质的要求较高, 只适于后续处理, 电渗析技术的电能效率太低, 大部分电能用于克服系统内的电阻, 而浓水和极水必须排放, 水的利用率较低。
二、现行工艺存在的问题及解决思路
通过上节对现行工艺的分析我们可以看出, 阴阳离子交换技术主要问题是对恶劣水质适应性差, 再生工艺耗酸碱量大, 废水排放量高。从经济技术指标上看体现在周期制水量偏低, 酸碱耗偏高。通过计算阴阳离子交换设备的工作交换容量可以看出其根本原因是混床的树脂装填量与复床相比强弱合计树脂总工作交换容量仅十分之一左右, 加上树脂混合均匀度和阴阳树脂比例与淡水所含离子对应性的影响, 导致混床除盐能力远小于复床。全膜法工艺除盐是一项刚开始推广的除盐技术, 有关其运行资料难以收集, 从相关推介资料看EDI精除盐已能满足锅炉补给水质量要求, 但是运行成本及水耗率、电耗率均无从了解, 从原理上分析应比混床高得多, 加上反渗透的耗水耗电综合来看, 全膜法工艺除盐更适于水资源充沛的地区, 对北方贫水区并不适宜。综合以上运行数据及分析, 阴阳离子交换技术主要问题是对恶劣水质适应性差, 再生工艺耗酸碱量大, 废水排放量高, 而反渗透设备对恶劣水质有良好的适应性, 只是反渗透后续精处理混床再生工艺复杂, 耗水率高而脱盐能力却不到阴阳床的十分之一, 如果取长补短对设备优化组合, 有可能构建一种新的除盐工艺———复合式除盐工艺, 使补给水制备工艺耗酸碱量大幅下降, 废水排放量明显降低, 运行费用和吨除盐水成本降低。根据以上思路, 2007年我们利用已有一期阴阳离子交换设备和二期反渗透设备的优势, 在投资不多的情况下对生产工艺进行改造, 利用反渗透设备对原水进行预脱盐, 而利用复式除盐阴阳离子交换器设备容量大、脱盐能力强的特点进行反渗透后处理, 构建的复合式除盐工艺既保证了出水水质满足锅炉用水要求, 又大幅提高了周期制水量, 同时大幅降低酸碱耗, 降低排污量, 使生产工艺流程达到了最优化。
三、工艺改造简介
我厂拥有固定床离子交换设备和反渗透, 结合我厂除盐设备布局的特点, 两种除盐设备相距较近, 因此只在增加少量管道的情况下即可实现固定床与反渗透的联合运行。
四、复合式除盐工艺改造取得的效果
改造前我们对复合式除盐工艺的理论运行成本进行了详细测算, 并与原阴阳离子交换除盐工艺和反渗透除盐工艺进行了对比, 改造后的运行数据充分体现了复合式除盐工艺的优势。表1是2007年7月30日至11月15日期间新工艺试运行期间数据。
从中可以看出平均周期制水量阳床由1768吨提高到33043吨, 提高18.7倍, 使得阳床吨除盐水耗酸下降到0.1040 kg/t除盐水, 阴床平均周期制水量由1789吨提高到20165吨, 提高11.3倍, 碱耗下降到0.1102 kg/t除盐水。复合式除盐工艺运行后吨除盐水成本如表2:
根据我厂设备运行情况测算, 扣除人力资源和设备折旧费用, 离子交换除盐工艺吨除盐水成本6.274元, 反渗透除盐工艺吨除盐水成本5.58元, 复合式除盐工艺吨除盐水成本相比分别降低1.3765元和0.6825元, 降幅分别达到21.9%和12.2%。
五、复合式除盐工艺运行注意事项
(1) 采用复合式除盐工艺后因为周期制水量大幅提高, 离子交换器运行时间长达30天, 运行树脂在水力不断的冲刷下容易压实导致树脂板结, 在反洗和再生中容易出现再生不彻底和偏流现象, 同时由于树脂失效锥形变钝, 树脂容易出现过度失效, 为此复合式除盐工艺运行的每个周期都要进行离子交换器大反洗, 反洗时间也要适当延长以防止树脂板结, 为保证树脂充分再生也要同时加大再生剂用量15%～20%。
(2) 加强运行管理。复合式除盐工艺运行以后阴阳床周期制水量有了很大提高, 在交换设备失效前的很长时间内产水各项监督指标均保持在相对稳定且较低的状态, 容易使运行人员产生麻痹心理疏于监督, 尤其是在水中离子含量少的情况下, 树脂失效锥形变钝, 树脂保护层变薄, 一旦失效离子将很快穿透保护层, 引起后级混床失效, 导致出水水质恶化, 因此运行人员必须严格按照试验制度定时准确地完成各项水质监测, 同时要调整日常监测指标使其更严, 我们即将原单独运行的阳床失效控制指标由钠离子≤300μg/L调整为钠离子≤100μg/L;阴床失效判断由以电导率为主调整为以硅酸根为主, 硅酸根≤50μg/L, 电导率上升到1.0μs/cm以上时更要加强硅酸根的监测;混床失效判断也以硅酸根为主, 硅酸根≤20μg/L, 电导率仅作参考。
六、结论
在热电厂锅炉补给水制备中, 针对原水含盐量较高的情况, 复合式除盐工艺充分利用了反渗透对原水水质不敏感和复式离子交换除盐设备脱盐能力强的特点, 实施后可以大幅度提高周期制水量, 降低酸碱耗量, 降低自用除盐水量, 出水水质好、系统能耗省、污水排放量小、运行费用低、运行管理简单、员工劳动强度低, 具有明显的社会效益和经济效益。由于热电厂设备分期建设, 冬夏季热负荷相差巨大, 锅炉补给水制备设备非采暖期设备多有闲置, 保养封存工作繁重, 而反渗透保养期间仍要衰减, 如在已有设备的基础上改造, 投资少见效快, 不但当年即可收回投入并创造效益, 而且减少保养封存费用。该项目2008年非采暖期断续运行138天, 在外供除盐水仅有系统供能力三分之一的情况下仍创造效益24万元。
电吸附除盐系统的设计 篇5
关键词：电吸附,PLC,组态软件
1 引言
近年来随着科学技术的进步,污水治理技术也得到了迅猛的发展,除了常规的纤维球过滤、超滤、MBR、RO等水处理技术,新出现了一种新的水处理技术—电吸附除盐技术。
电吸附(EST)除盐的基本思想就是通过施加外加电压形成静电场,强制离子向带有相反电荷的电极处移动,对双电层的充放电进行控制,改变双电层处的离子浓度,并使之不同于本体浓度,从而实现对水溶液的除盐。由于电吸附技术采用的材料,不仅导电性能良好,而且具有很大的比表面积,置于静电场中时会在其与电解质溶液界面处产生很强的双电层。双电层的厚度只有1-10nm,却能吸引大量的电解质离子,并储存一定的能量。一旦除去电场,吸引的离子被释放到本体溶液中,溶液中的浓度升高,通过这一过程去除离子如图1所示。
本文以齐鲁石化二净化污水回用系统为例,介绍了电吸附除盐系统的设计思想。
2 整体方案
由业主在值班室通过上位机通过以太网对系统的运行进行监控,同时现场设立工作站便于现场的操作和监控。通过GE90-30[1]系列的CPU374的可编程控制器对整个水处理的运行进行控制。系统设计为现场巡视、值班室监控的全自动运行模式+维护调试模式;系统能够对运行数据进行记录和查询,对故障报警信号进行记录并进行声光信号报警;这样便于系统的调试和维护有利于系统的正常运行。如图2所示。
3 控制系统的设计
3.1 电吸附模块的电源设计
3.1.1 模块的直流电源容量计算
换算如下:电极对数200/100=2,宽度450/300=1.5,电压15 0/3 00=0.5,一组系数为2
(序号2)的电流=(序号1)的电流*2*1.5*0.5*2=(序号1)的电流*3
四个分组柜八组模块的启动电流为:130*8=1040A,工作电流为33*8=264A。
直流电源容量为300V*1040A=312KVA,工作负荷为80KVA。
根据计算容量确定整流变压器容量为380KVA。
3.1.2 电吸附模块的供电部分设计
根据电吸附技术的特点:在相邻的工作周期对同一电极面提供相反的电源极性(上周期该面电极是正极,那本周期则是负极);同时在每个工作周期结束后需对模块短接进行放电处理。电气原理图如下:
说明:接触器2KM1给电吸附模块正相供电,2KM2给电吸附模块负相供电,2KM3则是电吸附模块短接;这三组接触器在二次回路及编程时要注意联锁。
3.2 系统配置
1.可编程输入输出(1).共用输入点86点。(2).共用输出点52点。(3).模拟输入点15点。(4).模拟输出点6点。
2.可编程控制器配置[1]清单为:CPU374模块1块
电源模块2块
5槽机架2块
3 2点开关量输入模块3块
3 2点开关量输出模块2块
1 6通道模拟输入模块1块
8通道模拟输出模块1块
3.工作站1台
3.3 系统操作模式及功能设定
1.维护调试模式(手动模式)相关维修调试人员在工作站通过组态后的人机界面[2]的操作画面对设备进行手动操作,相关设备之间具有运行联锁及保护报警功能。
2.全自动模式在调试完成后,才能进入自动模式运行。操作人员在自动模式下启动系统,设备即可进入自动运行状态。
3. 工作站的人机画面设定[2]和功能
画面分为启动画面,手动画面,自动运行画面,工艺流程画面,工艺参数画面,实时曲线图,历史数据查询,报警记录及显示。
功能分为操作启动设备的运行,工艺数据的采集,设备状态的显示,报警的应答,故障的记录。
主要画面如下:
3.4 工艺流程及模块工作说明
1. 工艺流程分为三个步骤:工作流程,再生流程和排污流程。如图
工作流程:原水曝气池、过滤后,贮藏在原水池中,经过加酸曝气后原水通过提升泵被打入精密过滤器,大于5μm的残留固体悬浮物或沉淀物在此道工序被截流,水再被送入电吸附(EST)模块。水中溶解性的盐类被吸附,水质被净化。
再生流程:就是模块的反冲洗过程,用原水冲洗经过短接静置的模块,使电极再生。反冲洗后的水被送入中间水池,进入中水池的水等待下一个周期排污用。
排污过程:排污过程其本质和再生一样,是模块的一个反冲洗程序,但水源有区别,排污过程用的是中间水池的水,即再生之后的浓水,这是一个有效的节水过程,因为经过再生之后的浓水尚未达到饱和,所以用再生后产生的浓水再次冲洗模块,就节省了冲洗过程中的用水量,提高了产水率。
2. 模块的工作控制
根据工艺对系统运行进行进一步的分解,实际上电吸附系统在运行时是两组模块交替运行(一组工作则另一组再生),所有程序编制要对两组模块进行同步时序控制,同时编程要注意运行PLC的中间位寄存器[3]进行步进联锁设计,以保证时序的一致性。模块的工作状态如下图所示:
4 结束语
通过本文的简要介绍电气工程技术人员可以对电吸附除盐系统的设计有一定程度的了解,并且能够独立的设计该控制系统。目前该电吸附除盐系统已经竣工验收,系统运行良好,除盐效果达到设计要求;并被评为环保产业协会的示范工程。
参考文献
浅谈汕尾电厂除盐系统改造 篇6
关键词：除盐系统,双层床,两步再生法
汕尾电厂水处理除盐方式采用离子交换法, 除盐系统为一级除盐加混床, 以强型树脂作为交换剂。现有三台逆流再生阳离子交换器、三台逆流再生阴离子交换器及两台混合离子交换器, 除后来新增的一台阳床和一台阴床, 其他床体自建厂初期开始投入适用。目前日制水量较建厂时大大提高, 导致除盐系统出现如单床制水周期缩短、再生剂耗量增加、正洗时间延长等问题。从运行的安全性和经济性方面考虑, 解决上述问题是有必要的。
1 系统选型
近年来, 膜处理技术作为一项新型的高效分离技术, 因其工艺简单、操作方便、自动化程度高、无污染、经济性高等特点, 在水处理、环保、化工等等领域得到快速应用[1]。但膜处理技术在实际应用中存在对预处理水质要求高、膜的结垢、膜清洗、膜寿命短等问题, 使用此工艺需重新装置一系列设备, 而随着离子交换技术的成熟、均粒树脂的出现和再生技术的提高, 已使用离子交换工艺的企业在改造时多数选择使用弱-强型树脂联合工艺。
汕尾电厂除盐系统阳床和阴床均使用强型树脂作为离子交换剂, 因为强型树脂能有效控制出水质量, 比较彻底地去除水中的有害离子;但强型树脂交换容量利用率不高、再生效率低, 仅用强型树脂的单床系统在运行中容易出现上述提及的制水周期缩短等等问题。加入弱型树脂可提高工交容量和再生效率, 降低再生比耗和废液浓度。
表1列出的是弱-强型树脂联合工艺系统主要类型及特点, 在三种系统中, 双层床系统最简单, 能节约投资, 减少用地面积, 且不需要另设树脂清洗系统, 可沿用原有的再生系统。
2 双层床的特点
双层床系统中出水质量由强型树脂控制, 弱型树脂负责提高系统运行性能及经济性, 树脂层总高度一般为2m, 任意一种类型树脂高度均不低于0.6m。弱酸型树脂适用于处理碱度大的水, 而汕尾电厂阳床进水碱度小, 因此没有必要使用阳双层床。弱碱阴树脂价格较强碱型树脂高约15%~30%, 但其工交容量是强碱型树脂的3倍, 能去除水中在离子总量中占大部分的强酸阴离子[2];同时弱碱型树脂具较强抗有机物污染能力, 在阴床运行时对有机物有较好的吸收作用, 再生时则有解吸作用, 因而能较好地减缓有机物对强碱性阴树脂的污染, 所以阴双层床通常能发挥更大作用。汕尾电厂可在原有系统基础上, 在阴床中按适当的比例装入弱碱阴树脂和强碱阴树脂, 设置成“阳床+阴双层床+混床”, 以此提高系统经济性。
双层床中两种树脂因湿真密度不同, 能在水溶液中自然分层, 密度较低的弱型树脂在上层, 密度较高的强型树脂在下层, 若产生混层, 则会影响出水质量以及制水周期。阴双层床上层的弱碱树脂由失效转成再生型时体积会有约20%的收缩, 在逆流再生时会在压实树脂层下面形成一个水垫层, 使再生中树脂层会产生扰乱, 令再生效果变坏[3]。此外, 再生时再生液逆流向上, 先流经下层的强型树脂, 再接触上层的弱型树脂, 在这一过程中, 碱液与下层强碱型树脂反应产生硅酸, 含有硅酸的废碱液进入上层树脂层, 弱碱型树脂因与OH-反应使废碱液p H下降, 硅酸开始以胶体形式从溶液中析出, 并沉积在上层树脂中, 给弱型树脂的正洗带来困难, 影响再生效果;在下个运行周期, 这些硅酸会被进水携带进入强碱型树脂层, 影响出水效果。
3 阴双层床的再生
掌握好阴双层床再生工艺至关重要。阴双层床的再生过程中, 控制好反洗和进碱步骤对提高再生效率有重大帮助。采用两步再生法, 再生碱液先后以较低和较高的浓度分两次进入床体内与失效树脂反应, 可避免出现前文中所提到的树脂乱层和硅胶析出现象, 大致可分为如下步骤:
(1) 悬浮进碱1%的碱液以10m3/h流速从底部进碱门进入, 废液从反排门排出, 进碱量为总用量的1/2。
这时上流的碱液将树脂托起形成悬浮状, 树脂得到反洗、松动, 使两种树脂较好地分层;既起到原再生工艺中“反洗”的作用, 又降低了跑树脂的可能性。同时弱型树脂提前接触碱液, 已初步再生, 可减少树脂因转型收缩产生水垫空间而引起树脂乱层, 也防止含大量硅酸的废液进入上层树脂导致硅体析出和沉积。悬浮进碱前需进行预喷射操作, 检查进碱阀门和管路是否有漏点, 避免碱液泄漏;悬浮进碱时需监视树脂层的膨胀高度, 以免树脂随水流溢出。
(2) 沉降排水树脂先静止约10min, 自然沉降后通过中排门排去树脂上部空间的存水, 确保树脂压实层无积水。
(3) 进碱2.5%的碱液以5m3/h流速进入树脂层, 废液由中排门排出, 进碱量为总用量的1/2。此步骤按传统无顶压逆流方式操作。
(4) 置换除盐水以5m3/h流速置换。在冬天, 为防止低温影响阴树脂与碱液置换速度, 可加热碱液, 提高置换能力。汕尾电厂地处南方, 冬季较少出现低温情况, 可根据实际情况判定是否需加热碱液。
(5) 注水排气由进水门进水至排空门出水为止。此过程需注意控制排气时间, 排空门出水立刻停止, 避免树脂随出水跑出。
(6) 正洗以运行流速正洗至出水合格, 投入备用。
4 小结
弱-强型树脂联合工艺目前在水处理领域已得到广泛应用, 且日趋成熟, 利用弱型树脂对除盐系统进行改造可得到扩容、降耗、治废的满意效果。采用两步再生法改进传统再生工艺可改善再生效果, 提高阴双层床出水质量, 延长制水周期, 提高系统运行安全性性能和经济性。
参考文献
[1]电厂化学[M].北京:中国电力出版社, 2010:51.
[2]电厂化学设备运行[M].北京:中国电力出版社, 2005:217.
关于一级除盐再生和维护的探讨 篇7
随着火力发电机组参数的不断提高, 对补充水的水质要求也在不断提高。阳床+除碳器+阴床的一级除盐设备是除盐制水的主力设备, 如何在实际的运行中, 面对不同的原水, 做好操作维护保证合格稳定的出水, 这需要我们在实际生产中不断探讨总结。
1 设备系统综述
我厂除盐系统采用单元制组合方式的一级复床除盐工艺。如工艺流程图 (图1) 。
阳床采用弱酸性树脂与强酸性树脂组成的双层床, 阴床采用弱碱性树脂与强碱性树脂组成的双室床, 强弱树脂间是带双头水帽的隔板。阳床进水是经过高效过滤器的水, 阳床之后阴床之前设除碳器以除去二氧化碳, 减轻阴床的交换量。在阴床之后为使水质达到更高要求还设置了三台单元制混床。一级除盐阳、阴床的出水要求如下 (表1) 。
2 实际运行监测
2.1 检测原理
设计阴床树脂有一定富裕量, 阳床先于阴床失效。阳床失效Na+最先漏出、所以要监测出水Na+≤500ug/l。水在阳床首先经过弱酸性H离子交换层、使水中硬度降低了。我厂的原水硬、碱度比大于1即非碱性水条件下, 运行初期出水有酸度的时间较长, 这是因为有少量中性盐参与交换的结果。由于进水中有非碳酸盐硬度, 所以制水一开始就有硬度漏出。这种情况下检测弱酸出水YD的大小变化可判断弱酸阳树脂再生的效果和运行效果。
阴床失效Si O2最先漏出, 所以要监测出水Si O2。阴床出水水质变化有两种不同情况, 一种是阳床交换器先失效, 另一种是阴床交换器先失效。这两种情况阴床出水水质变化不同。当阳床先失效时, 相当于阴床进水中Na+含量增大, 于是阴床出水中Na OH含量上升, 其结果是出水PH值、电导率、Si O2和Na+含量均增大, 所以监测阳床运行也兼顾阴床DD值的变化。当阴床先失效时, 表现出的现象通常是出水中Si O2含量增大, 因H2Si O3是很弱的酸, 所以在失效的初期, 对出水PH值的影响并不明显, 但紧接着随H2Si O3或HCL漏出, PH值就会明显下降。至于出水的DD往往会在失效点处先呈微小下降, 然后上升。这是因为阴床未失效时, 其出水中通常含有微Na OH、而当其失效时, 这部分Na OH被Na2Si O3所代替, 所以电导率微小下降。当氢氧根离子减小到与进水中氢离子正好等量时, 电导率最低, 这相当于酸碱滴定的终点。之后由于出水中氢离子的增加, 电导率急剧增大。这二者的主要区别是阳床先失效使阴床出水PH上升, 阴床失效使出水PH下降, DD都上升, 因此判断阳床失效需要检测阴床出水DD的同时还应检测阳床出水Na+。
2.2 一级除盐阳、阴床的出水标准为
3 再生原理和操作
3.1 原理
一级除盐阴阳床的再生采用逆流再生, 再生液先流经强型树脂, 再流经弱型树脂, 用强型树脂排液 (也称再生废液) 中未被利用的酸或碱再生弱型树脂。这种再生工艺对水质适应性强, 运行出水水质可以更好。阳床出水Na+一般可在20~30μg/L或更低, 实际运行中〈10μg/L。阴床出水Si O2可低于50μg/L, 实际运行<10μg/L, DD通常低于2μs/cm, 我厂实际正常运行中<1μs/cm。再生剂的比耗 (我厂要求<1.23〉也低, 经济效益较好。逆流再生的自用水率也较低。但逆流再生设备运行中对进水浊度要求较严, 我厂高过来水要求浊度<1mg/L, 这样可减少反洗次数。
3.2 再生操作中的注意
(1) 再生的步序:预喷射—放水—进酸 (碱) —置换—放气进水—正洗—备用。
(2) 第一步预喷射 (即小反洗) , 作用是松动树脂层和冲洗掉积聚在树脂层中的污物, 控制流速不能太快, 防止乱层, 冲洗要充分, 所以就地取水样要清澈后再停。
(3) 阴床用除盐水小反洗:除盐水中的Si O2浓度很低, 而阴床失效树脂层表面Si O2浓度很高, 由这种浓度差所产生的动力, 使Si O2很容易从树脂上解析下来。用除盐水冲洗的过程中, 树脂层中的酸性水逐渐排出, PH值也随之升高, 可使树脂层中的硅化合物由难溶的多聚体转变成较易溶解的低分子型, 更容易解析出来。所以阴床的小反洗非常重要, 一定要冲洗充分。
(4) 进再生液时要控制浓度。酸 (HCI) 2.4~2.6%。碱先进3分钟1.0~1.2%的稀碱, 再进2.4~2.6%的浓碱。碱液浓度一定要先稀后浓, 这是为了防止胶态硅的析出。
(5) 阴双室床运行时, 上层弱碱阴树脂基本不交换硅酸, 水中硅化物大部分被下层强碱阴树脂吸收。再生时, 再生液由下向上首先通过强碱树脂层, 于是便将强碱阴树脂中大量硅化物洗脱到溶液中, 从而使溶液中硅化物浓度很大。当此溶液继续向上流动时, 因为其中的再生剂逐渐被再生反应所消耗掉, 特别是流经弱碱树脂层时, 由于再生反应很容易进行, 所以PH值迅速降低, 从而提供了析出胶态硅化合物的条件。因此, 胶态硅化合物就会在弱碱阴树脂层中析出。在制水时, 胶态硅化合物随进水逐渐转变成硅酸而留在强碱性阴树脂层中造成硅污染, 或者胶态硅化合物泄漏, 最终使交换器提前失效或出水硅含量增大。
(6) 再生置换的原因是, 当全部再生液进完后, 树脂层中仍有正在反应的再生液, 而树脂层下部至计量箱之间的再生液则尚未进入树脂层。为了使这些再生液全部通过树脂层, 须用除盐水按再生液流过树脂的流程及流速通过交换器, 这一过程称为置换。置换过程应注意完全, 也应注意及时分析合格后停止, 以免影响工交。
4 实际运行中的问题分析:
(1) Ⅰ系列一级除盐有段时间阴床工交很低, 酸碱耗超标, 检查发现中间除碳器的通风机叶片损坏造成除CO2效果差, 增加了阴床的交换负担。所以运行中要注意检查除碳器的运行状况。
(2) Ⅱ系列一级除盐有段时间工交很低, 酸碱耗超标, 正常运行中, 阴床出水Si O2较大:20~30μg/L。分析原因主要有:
1) 再生时未控制好进稀碱的浓度和时间, 造成胶态硅污染;
2) 上次再生后运行时间过长造成保护层缩小。
3) 阴树脂量减少或树脂有老化。
4) 阴树脂量少或进水不均造成乱层。
5) 防范措施:
重新彻底再生, 严格控制充分进稀碱。
对运行时间设定上限, 避免过度失效。
联系检修加树脂, 处理好压脂层。
5 总结
一级除盐设备是目前水处理的主要设备之一, 保证一级除盐设备安全、稳定、高效运行是制备除盐水的重要一环。本文对一级除盐设备实际运行中的出水如何监测进行了分析, 明确了监测指标, 以及根据监测指标对阴阳床失效情况的判断, 从而可以针对性的进行再生操作。同时对一级除盐的再生过程进行了解析, 配合实际操作, 总结出再生操作的重点, 便于再生操作有效成功。最后分析了一级除盐实际运行中的几个问题, 提出了解决措施。这些对一级除盐设备实际运行维护和再生过程的探讨, 希望给同类设备的运行提供参考。
摘要：一级除盐复式床是发电厂化学水处理的主要设备。本文介绍了弱阳、强阳树脂组合的双室阳床和弱阴、强阴树脂组合的阴双室床在实际运行中的情况, 分析了一级除盐水处理的过程、再生的过程, 提出了一些运行中出现过的问题和所采取的处理措施。通过这些分析, 希望对类似设备的运行维护提供参考。
电化学除盐 篇8
关键词：活性炭纤维,电吸附,双电层,除盐
目前国内外工业应用的除盐方法主要有膜分离法 (电渗析和反渗透) 、离子交换和蒸馏法等, 每种方法都有一定的适用范围和优缺点, 因此, 新的除盐方法在不断的开发中。电吸附就是一种新型的除盐技术, 其工作原理是在外加电场作用下, 溶液和电极的交界面上形成一双电层, 通过静电力作用将溶液中的离子储存在双电层中, 而电场一旦撤销, 被吸附的离子又会返回到溶液中, 使电极得到再生[1,2,3]。电吸附除盐与现行的除盐法相比具有以下优点:与电渗析和反渗透相比, 电吸附不需要膜, 更容易操作[4];与离子交换相比, 电极不需要酸、碱再生, 所以减少了二次污染[5];与蒸馏相比, 电吸附所需要的能耗更低[6]。所以电吸附技术被广泛关注, 并开展了诸多领域的应用研究[7,8,9]。
1 材料及方法
1.1 活性炭纤维电极的制备
采用辽宁森鑫活性炭纤维厂生产活性炭纤维, 厚度1mm, 首先将活性炭纤维剪成31cm*12cm大小, 放入纯水中煮沸2小时, 以去除其水溶性和挥发性物质, 然后在纯水中浸泡24小时, 挤干水, 在烘箱中120℃烘24小时以除表面杂质, 即得活性炭纤维电极。
1.2 实验装置及分析方法
取两块活性炭纤维电极, 中间由塑料网格隔开后一同置入用硅胶板做成的密封圈内, 电极两头用导线与直流稳压电源连接, 电极外侧加设如同电渗析的塑料电极极框, 在极框两端开设进出水孔, 再由两块不锈钢板压紧, 由此组成电吸附装置 (如图1所示) 。
实验用水为邯郸自来水 (电导率680-730μS/cm) , 试验中采用DDS-11电导率仪测定产水电导率, 电压和电流分别在仪表上直接读取。
2 试验结果及分析
2.1 电压对电吸附除盐效果的影响。
电极间距1mm, 流速为0.56m/min, 改变电压, 测定不同电压对电吸附除盐效果的影响, 结果见图2。从图2中可知, 随着电压的升高, 电极对水中离子的吸附速率呈上升趋势, 在试压范围内, 电压6V时出水电导率最低, 但是电压过高时, 水解离加剧, 产生氧气和氢气, 使电流效率下降, 综合考虑, 电压在2V时为最佳。
2.2 电极间距对电吸附除盐的影响。
采用电压为2V, 流速为0.56m/min, 改变电极间距, 测定不同电极间距对电吸附除盐效果的影响, 结果见图3。由图3可知, 当电极间距为1mm时出水电导率最低降至465μS/cm, 而间距为3mm和4mm时出水电导率下降缓慢, 这表明电极间距越小, 离子迁移到双电层的距离缩短, 吸附速率加快, 但过短的电极间距不利于水的流动, 还可能导致电极短路, 增加能耗, 因此1mm为最佳。
2.3 流速对电吸附除盐的影响。
采用电压为2V, 电极间距1mm, 改变运行流速, 实验结果见图4。由图4可以看出, 流速越小, 出水电导率越低, 这是因为水力停留时间长, 可保证足够的时间使得离子向双电层迁移而不被水流带走, 而流速过快, 大量离子来不及被吸附就被水流带走, 电吸附脱盐效果差。虽然流速为0.35m/min可达到较高脱盐效率, 但是流速小时, 电极间水力扰动小, 传质速度慢, 吸附速率减慢, 同时处理量也小, 不经济。综合考虑, 流速为0.56m/min较佳。
2.4 流程长度对电吸附除盐的影响。
不同流程长度对电吸附除盐的影响, 可以转化为循环次数对电吸附除盐的影响, 即每循环一次, 流程增加30cm, 采用的实验条件为:电压为2V, 间距1mm, 流速为0.56m/min, 实验结果见图5。图5中, 随着流程长度的增加, 出水电导率降低, 脱盐效果越好, 流程长度为210cm时, 脱盐效率接近80%, 流程长度为330cm时, 脱盐率达到90%, 此后继续增加流程长度, 除盐率增加缓慢, 说明流程长度在210-330cm较为合理。
结论。 (1) 自制活性炭纤维电极电吸附除盐, 最佳电压为2V。 (2) 电极间距越小, 离子迁移到双电层的距离短, 电吸附效果好, 考虑水流阻力, 1mm的间距较合适。 (3) 流速越小, 水力停留时间越长, 可以保证离子向双电层迁移而不被水流带走, 脱盐效果好, 考虑经济性, 流速为0.56m/min最佳。 (4) 流程越长, 出水电导率越低, 当流程长度330cm时除盐率达到90%以上, 显示了广阔的应用前景
参考文献
[1]Park K K, Lee J B, Park P Y, et al.Development of a carbon sheet electrode for electrosorption Desalination[J].Desalination, 2007, 206:86-91.
[2]Zou L D, LI L X, Song H H, et al.Using mesoporous carbon electrodes for brackishwater Desalination[J].Water Resarch, 2008, 42 (8-9) :2340-2348.
[3]孙晓慰, 朱国富.电吸附水处理技术 (EST) 的原理及构成[J].工业用水与废水, 2002, 33 (4) :18-20.
[4]尹广军, 陈福明.电容去离子研究进展[J].水处理技术, 2003, 29 (2) :63-66.
[5]Ahn H J, Lee J K, Jeong Y, et al.Nanostructured carbon cloth electrode for desalination from aqueous solutions[J].Mater Sci Eng, 2007, 25:841-845.
[6]范丽, 周艳伟, 杨凤林.碳材料用作电吸附剂的研究与进展[J].新型碳材料, 2004, 19 (2) :145-150.
[7]郭亚萍, 全燮, 陈硕, 等.水中氯仿的活性炭电增强吸附[J].环境科学学报, 2003, 23 (1) :84-87.
[8]Chen R, Hu X E.Electrosorption of thiocyanate anions on active carbon felt electrode in dilute solution[J].Journal of Cobbiud and Interface Science, 2005, 290:190-195.