全膜法在电厂锅炉补给水处理系统中的应用与分析
1 工程概况
河北省某秸秆电厂装设2台国产12MW中温中压单抽凝汽式供热机组，电厂锅炉补给水处理系统产水量为2×22m3/h，原水设计水源为城市污水处理厂二级出水经深度处理后的再生水，由于污水处理厂方面存在问题，故目前水源采用电厂附近地下深井水。由于场地有限，不宜采用传统的离子交换除盐系统。经过综合论证决定采用UF—RO—EDI全膜法水处理工艺，以减少系统的占地面积，简化设备操作，消除酸碱废液对环境的污染。地下深井水具体水质见表1。
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表1 地下深井水水质
电厂锅炉补给水处理工艺流程为:地下深井水→生水箱→自动反洗过滤器→超滤装置→超滤水箱→保安过滤器→一级反渗透装置→一级淡水水箱→二级反渗透装置→二级淡水箱→EDI装置→除盐水箱。锅炉补给水处理系统采用PLC程序控制，整体控制水平应达到无人值守的标准。
2 主要工艺特点及运行情况
2.1 预处理系统
地下深井水引至生水箱，并在生水箱进入母管处加入NaClO，以去除水中的有机物。生水再经生水泵升压后进入2台自动清洗过滤器，过滤器型号为CTF2S302M3，单台流量38m3/h，采用并联母管制连接。自动清洗过滤器过滤精度50μm，运行周期由进出口压差和进水流量控制，反洗采用水反洗。本系统设2套超滤装置，单套产水量34m3/h。
采用变频恒水量控制，其运行为全流过滤、频繁反洗的全自动连续方式。膜元件型号为OMEXELLTMSFR22860，膜孔径0.03μm，材质为PVDF(聚偏氟乙烯)中空纤维膜，共16支膜元件。水中颗粒物粒径一般都大于0.03μm，因此UF系统出水水质较好，SDI<2，浊度<0.10NTU。每支膜元件有效过滤面积为52m2，为外压式膜。超滤膜通量为2m3/(m2·d)，运行周期为40min，跨膜压差稳定在0.05～0.06MPa。反洗时间30s，反洗透水速率为120L/(m2·h)，反洗压力0.1MPa，每6个周期进行1次加NaClO反洗，加药量为15mg/L。化学清洗每隔1～2个月一次，化学清洗时间60～90min。超滤系统运行情况及产水水质见表2。
表2 超滤系统运行情况及产水水质
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由表2可见超滤的过滤作用非常明显，出水浊度可以稳定在0.05～0.10NTU，SDI<1，完全满足反渗透装置的进水要求。
2.2 反渗透系统
2.2.1 一级反渗透系统
预脱盐系统设置两级反渗透装置，一级反渗透装置2套，单套流量为27m3/h，回收率为75%，排列方式为3∶2，采用美国海德能公司LFC3电中性低污染膜元件，共60支。反渗透进水pH为7.5～8.1，不加酸碱，阻垢剂投加量为4mg/L，在反渗透前加2～3mg/L的还原剂Na2SO3，控制氧化还原电位ORP<200mV，防止氧化性物质对反渗透膜的破坏。一级RO装置工作稳定，出水硬度约为0，详细情况见表3。
表3 一级反渗透系统运行情况
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2.2.2 二级反渗透系统
二级反渗透装置2套，单套流量为24m3/h，回收率90%，排列方式为3∶1，采用美国海德能公司CPA4低压高脱盐膜元件，共48支。二级反渗透进水pH为516～614，由于二级反渗透脱盐率受pH影响较大，故加入NaOH调整pH为715～813，使水中CO2基本转化为HCO-3而被去除，同时也可保证产水pH>6。二级反渗透的运行情况见表4
由表4可知系统运行稳定，虽然脱盐率不高，但产水电导率能保持在2μS/cm以下。
表4 二级反渗透系统运行情况
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后续EDI装置的进水水质具体要求见表5，其中需要特别重视的是进水电导率、硬度、CO2、TOC及硅含量。预处理及预除盐系统的正常运行是保证EDI进水水质合格的关键，对比表3，表4和表5可知一级反渗透出水的电导率及硬度已经能很好地满足EDI进水要求。但考虑到以后采用城市污水再生水为水源，水质情况较为复杂，故增加二级反渗透设备很有必要，同时还应关注反渗透污堵问题的发生。
表5 EDI装置进水水质要求
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2.3 EDI装置
2.3.1 EDI特点及运行情况
EDI是一种将电渗析与离子交换有机结合的新型膜分离技术，构造类似电渗析器，所不同的是在淡水室中充填有阴阳离子交换树脂。在高纯水中，离子交换树脂的导电性能比与之相接触的水要高2～3个数量级，所以几乎全部从溶液到脂面的离子迁移都是通过树脂来完成的。水中的离子首先因交换作用吸附于树脂颗粒上，再在电场作用下，经由树脂颗粒构成的“离子传播通道”迁移到膜表面并透过离子选择性膜进入浓水室。同时在树脂、膜与水相接触的界面处，界面扩散中的极化使水解离为H+和OH-。它们除部分参与负载电流外，大多数又起到对树脂的再生作用，从而使离子交换、离子迁移、电再生3个过程相伴发生、相互促进，达到连续去离子的目的。
该电厂的EDI装置为河北电力设备厂自行开发研制的板式EDI22型，单个模块产水量2m3，分为2组，每组11个模块，共22个模块，产水量2×22m3/h，回收率95%。阴离子交换膜材质为苯乙烯季胺，阳离子交换膜材质为苯乙烯磺酸，浓室隔板材质采用硅橡胶，淡水隔材质采用ABS。EDI系统采用浓水循环方式运行，将进水一分为二，大部分水由模块下部进入淡水室中进行脱盐，小部分水作为浓水循环回路的补充水。浓水从模块的浓水室出来后，进入浓水循环泵入口，经升压后送入模块的下部，一般控制浓水压力比淡水低0.04～0.07MPa，避免膜两侧压力不平衡发生渗漏现象。
其中大部分水送入浓水室内，继续参与浓水循环，小部分水送入极水室作为电解液，电解后携带电极反应的产物和热量而排放，整个系统无单独的浓水排放途径。
EDI装置刚开始调试时，模块处于再生状态，此时分别给定一组模块40A的电流，采用稳流运行模式，初始电压160V左右。通电后浓水电导率迅速升高，电压随之缓慢降低。当浓水电导升到1100μS/cm时，增大极水排放量，同时在浓水循环泵出口排出部分浓水，此时浓水电导率基本不再升高。模块持续再生90h后，浓水电导率降至200μS/cm，模块再生结束，投入正常运行。正常运行后，调整浓水循环量为3m3/h，极水排放量1m3/h，进水流量23m3/h，此时产水流量22m3/h。进水压力，产水压力，浓水进口压力，浓水出口压力等均调整至给定压差。整流柜采用稳流运行方式，设定电流25A，电压在97～105V波动。在浓水循环泵出口处对浓水系统加NaCl，提高其电导率，浓水电导率维持在110～140μS/cm，以保证产水水质，同时降低EDI装置的耗电量。EDI装置具体运行情况见表6。
表6 EDI装置运行数据
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经过近一年的运行，该电厂EDI装置的产水电导率一直稳定在0.06～0.08μS/cm，活性硅<10μg/L，产水水质优于常规水处理系统产水(电导率0.1～0.2μS/cm，活性硅15～20μg/L)，完全符合锅炉补给水的水质标准要求。
2.3.2 进水水质对EDI的影响
在一定的操作电流下，随着进水电导率的增加，EDI产水电导率也在增加。但在一定范围内，产水水质变化不明显。当进水电导率超过一定范围后，进水中离子增多，水的导电能力加强，产生极化的趋势减弱，水解离程度减弱，生成的H+和OH-减少，导致树脂再生效果变差，有时甚至会出现淡水室的树脂大部分处于饱和失效状态，产水水质恶化的情况。
水的回收率主要取决于进水的硬度。淡水室阴膜极化产生的OH-在浓水室中向阳极方向的定向移动使浓水室的阴膜表面维持一个高的pH层面，致使淡水室透过阳膜的Ca2+和Mg2+在此处极易生成沉淀。阴极表面由于水电解产生的OH-，也使阴极区存在pH较高的现象。在进水硬度高的条件下，必须降低水的回收率，从而有效控制浓水室的结垢趋势。
另外进水中的CO2也会影响EDI的产水水质，CO2进入EDI组件后，与水电解产生的OH-结合产生CO2-3和H2O。CO2-3作为交换顺序在HSiO-3之后的弱电解质，它在水中的浓度将干扰EDI对弱电解质的去除。过高的CO2可以通过调整RO进水pH或对RO产水脱气而去除。预处理及预除盐系统的正常运行是保证EDI进水水质合格的关键，其中需要特别重视的是EDI进水电导率、硬度、CO2、TOC及活性硅含量。在两级RO出水基本无硬度的情况下，该EDI的回收率设定为95%，运行实践表明装置能够长期稳定运行。
2.3.3 浓水流量和电导率对EDI的影响
在运行过程中，淡水中所有的被去除的离子最终都汇集到浓水中来，浓水的电导率得以升高，浓水又是循环使用的，因此浓水的电导率不断地被提高，整个EDI组件的电阻得以降低。浓水电导率是影响EDI模块电子流迁移的重要因素，在现场调试过程中发现，减小浓水流量，可以提高系统的电流(稳流运行时可降低系统电压)，并能在一定程度上提高产水水质。
实际上浓水流量是通过浓水电导率来影响系统运行的，浓水流量越小，浓水含盐量越高，浓水室电阻越小，恒压情况下其电压相应降低，而淡水室电压增加后浓水更易于分解生成H+和OH-，产水水质得到提高。但是浓水流量过小会造成膜两侧浓度差过大，形成浓差扩散，影响产水水质。另一方面，运行过程中浓水室阴离子交换膜表面处的pH较高，浓水中的成垢物质在低流速下可能会富集而引起结垢，同时也存在着EDI组件因极水室过热而引发组件变形损坏的问题。一般经验是浓水流量为进水流量的5%～10%。
浓水的电导率直接影响产水电导率，调试中发现当浓水电导率在100～200μS/cm时，产水电导率相对稳定，当浓水电导率低于100μS/cm时，产水电导率持续上升，且浓水电导率越低，产水水质越差。因此浓水电导率必须维持在一定范围内，以保证EDI组件有足够的电流通过。当进水电导率较低，即使采用浓水循环方式也很难达到要求时，就需要向浓水循环系统中加盐来提高浓水电导率。当浓水电导率>140μS/cm时，产水电导率变化不明显，稳流情况下电压有所下降，但同时需考虑耗盐量及浓差扩散问题。
极水的作用主要是给电极降温和带走电极表面产生的气体，一般控制极水流量为进水流量的1%。EDI再生时由于电流增大，极水流量可调大至进水流量的2%～3%。秸秆电厂EDI系统的极水流量设定为进水流量的5%，主要是考虑到系统无单独的浓水排放途径，小部分浓水以极水的形式送入极水室而排放，以维持一定的浓水电导率，极水流量的增大还有利于电极的正常运行，延长其工作寿命。
鉴于以上分析，建议在实际运行过程中采用保持较大的浓水流量，通过降低EDI进水硬度，适当增加浓水电导率的方法来维持EDI较高的电流效率和产水水质。
2.3.4 操作电流对EDI装置的影响
EDI装置与电渗析不同，除盐过程中需要发生极化现象，即在水与离子交换膜或树脂界面上发生水的解离反应，生成大量H+和OH-，使树脂不断得到再生，因此EDI装置就有一个最低工作电流要求，而且该工作电流必须大于发生极化现象时的极限电流，它与进水水质、膜及树脂性能和组件结构有关。一般来说，系统电流越大，产水水质越好。因为在较大的电流下，参与电子流迁移的离子多，使得更多的盐分离子从淡水室迁移至浓水室，同时淡水室中水的解离度大，产生的H+和OH-数量多，树脂的再生效果好，从而产水的电导率小。但是当电流增大到一定值时，淡水室离子交换和树脂再生达到极限，剩余的H+和OH-主要用于负载电流，已无助于进一步降低产水电导率，会引发过量的水电离和离子反扩散而降低产水水质。同时极室中会产生大量的氢气和氧气，不利于EDI的正常运行。所以不宜采用过高的电流值。电流的调节应以产水水质最佳为目的，在产水水质达到要求的前提下电流越小越好。
为了降低设备运行电耗，考察操作电流对出水水质的影响程度，在其他运行条件不变的情况下进行了几次改变操作电流的试验，结果表明EDI操作电流在15～25A时，产水电导率都能保证在0.08μS/cm以下。建议EDI正常运行时供电电流为1.5～2A/模块，当模块出水不合格，需要再生时，再生电流可设定为3～5A/模块。
3 技术经济分析
以产水量为50m3/h全膜法处理系统与产水量为80m3/h的离子交换系统制水成本的比较，详见表7。由表7可以看出，在相同原水的情况下离子交换系统制水成本比全膜法处理系统高出约0.776元/m3，若按电厂年需要用水量200万m3计算，则年运行费用可节约150万元。如产水量都为50m3/h采用全膜法水处理系统比离子交换系统基建总投资高出约125.7万元，但在年产水量200万m3的情况下，新建项目采用全膜法系统，投资差额一年就可收回，而且无酸碱排放，社会效益显著。
表7 全膜法水处理系统与离子交换系统制水成本比较
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4 结论
(1)秸秆电厂的运行结果表明，在进水水质满足设计要求的条件下，采用UF—RO—EDI工艺处理地下深井水，产水水质连续稳定，完全能够达到锅炉补给水水质要求。全膜水处理系统与传统离子交换工艺相比，运行成本低，操作简单，且无酸碱排放，经济可行。
(2)EDI装置的进水水质、浓水流量和电导率、操作电流等是影响EDI系统正常运行的重要因素。应当根据实际情况确定各操作参数，并协调好它们之间的关系。
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