CN110612154A - 电去离子装置的控制方法及设计方法 - Google Patents

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CN110612154A CN201880028388.2A CN201880028388A CN110612154A CN 110612154 A CN110612154 A CN 110612154A CN 201880028388 A CN201880028388 A CN 201880028388A CN 110612154 A CN110612154 A CN 110612154A
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Abstract

将被导入至脱盐室(2)的原水的硼浓度及流量、和预设目标的生产水的硼浓度，输入至控制装置，并且分别设定脱盐室(2)内的流量Q、浓缩室(5)内的流量s·Q，将该等设定值输入至控制装置，按照原水的硼浓度与目标生产水的硼浓度，推算电流值。在阳极与阴极之间，以该电流值进行通电。

Description

电去离子装置的控制方法及设计方法
技术领域
本发明涉及电去离子装置的控制方法及设计方法，尤其关于用以获得硼等弱离子成分浓度低的处理水的电去离子装置的控制方法及设计方法。
背景技术
图3是电去离子装置的模式图。在该电去离子装置中，在电极(阳极11、阴极12)之间交替排列多个阴离子交换膜13及阳离子交换膜14而交替形成浓缩室15与脱盐室16，将由离子交换树脂、离子交换纤维或嫁接交换体等所成的阴离子交换体及阳离子交换体，以混合方式或复层状填充在脱盐室16。17是阳极室、18是阴极室。
近年来，对半导体工厂的超纯水中的硼浓度的要求逐渐下降至1ppt以下的级别。并且，逐渐开始使用在制造超纯水时不需要药品再生的电去离子装置。电去离子装置的处理水中的硼浓度受到电流、通水量、水回收率、原水浓度等各种因素的影响。
超纯水装置具有每隔一定期间水使用量等即会改变的倾向，在这种情况下有时使一部分的超纯水在一次纯水槽作循环等，但是在这样的情况下，也能降低电流值等来进行节能运转。此外，一般而言有电流值愈高，电去离子装置的寿命愈短的倾向。例如，将电流设为2倍会使通常5年的寿命变成3年。因此，为了获得必要且预定目的的水质而对运转条件进行最优化，这点极为重要。
电去离子装置具备：阳极及阴极、及在该阳极与阴极之间配置阳离子交换膜及阴离子交换膜所形成的浓缩室及脱盐室，原水通入该脱盐室而作为生产水(处理水)被取出。浓缩室具有与脱盐室并行流通水的情形、及以相对脱盐室的流动而成为对向流(相反方向)的方式流通水的情形。作为后者的示例，可列举以与脱盐室为对向流的方式使一部分的处理水(生产水)流入浓缩室(专利文献1、2)，从而获得二氧化硅、硼等弱离子成分浓度低的生产水。
作为针对浓缩室而言是与脱盐室并行流通水的通水方式的电去离子装置的控制方法，在专利文献3中记载了一种推算基于电位的二氧化硅的移动速度、基于浓度梯度的二氧化硅的移动速度，根据脱盐室流量、浓缩室流量、循环浓缩水量、原水二氧化硅浓度、目标二氧化硅浓度推算最优电流值并进行控制的方法。但是，关于在以与脱盐室为对向流的方式将一部分的处理水通入浓缩室的通水方式的电去离子装置中要进行什么样的控制，在专利文献3中并无记载。
在专利文献4中记载了：针对填充在电去离子装置的脱盐室的离子交换树脂的平均粒径，将以往为500～600μm左右的离子交换树脂制成100～300μm的小粒径由此可提升硼去除率。
电去离子装置的脱盐室的电池胞(cell)的厚度通常为2～10mm左右。电池胞厚度愈小，离子愈容易被搬运至浓缩室。电池胞厚度愈大(例如以相同SV通水时)，愈可减少电去离子装置的离子交换膜，愈可减低装置成本。
确保预设目的的硼去除率并在可能范围内加大电池胞厚度，使此时电池胞内的填充小粒径树脂的部分适当化的方法，至今并未见任何报告。
专利文献1：日本特开2002-205069号公报
专利文献2：日本特开2004-33978号公报
专利文献3：日本特开2003-275767号公报
专利文献4：日本特开2016-150304号公报。
发明内容
第1发明的目的在于提供一种电去离子装置的控制方法，其是在以与脱盐室为对向流的方式将一部分的生产水(处理水)通入浓缩室的电去离子装置中，推算基于电位的硼的移动速度、基于浓度梯度的硼移动速度，根据脱盐室流量、浓缩室流量、原水硼浓度、目标硼浓度，推算最优电流值并进行控制。
第1发明的电去离子装置的控制方法是对用于对水进行去离子处理的电去离子装置进行控制的方法，该电去离子装置具备：阳极及阴极，和在该阳极与阴极之间配置阳离子交换膜及阴离子交换膜所形成的浓缩室及脱盐室，原水从一端侧的流入口通入该脱盐室，从另一端侧的流出口作为生产水被取出，该生产水的一部分以与该脱盐室为对向流的方式通入该浓缩室，在该阳极与阴极之间由电源装置通入直流电流，该电流量由控制装置予以控制，在这种电去离子装置的控制方法中，将导入该脱盐室的原水的硼浓度及流量、和预设目标的生产水的硼浓度输入至该控制装置来推算为了实现预设目标的生产水的硼浓度所需的电流值，在该阳极与阴极之间通入该推算所得的电流。优选分别设定：脱盐室内的流量Q、浓缩室内的流量s·Q，将这些设定值预先输入至所述控制装置，按照原水的硼浓度与目标生产水的硼浓度，推算所述电流值。
在第1发明的一实施方式中，将位于与所述脱盐室的入口相距x的地点的微小区间dx内的从所述脱盐室向浓缩室的硼离子的移动量设为：从[与该微小区间内的脱盐室内的离子浓度和电流值成比例地从脱盐室向浓缩室移动的硼离子移动量]减去[与该微小区间内的离子交换膜的膜面积和浓缩室内的硼离子浓度与脱盐室内的硼离子浓度的浓度差成比例地从浓缩室向脱盐室移动的硼离子移动量]后的量。
在第1发明的一实施方式中，从所述脱盐室的流入口(x＝0)至生产水出口(x＝N)根据差分法累积计算所述dx，推算生产水的浓度，再推算出该推算值成为目标值时的电流值。
在第1发明的一实施方式中，在所述脱盐室的一端侧的预定范围内将硼离子看作从脱盐室向浓缩室不移动来进行控制。
在第1发明的一实施方式中，与电去离子装置的电流效率成比例地设定所述预定范围。
根据第1发明能够控制电去离子装置使其确实地生产预设目标的硼浓度的生产水。
第2、第3发明的目的在于提供一种电去离子装置的设计方法，其是以基于电流的离子移动系数等表示脱盐室电池胞的厚度对硼去除的影响度、使用小粒径树脂对硼去除的影响度，能够进行物质平衡式、移动速度式的计算。
第2发明的电去离子装置的设计方法是设计用于对水进行去离子处理的电去离子装置的方法，该电去离子装置具备：阳极及阴极，和在该阳极与阴极之间配置阳离子交换膜及阴离子交换膜所形成的浓缩室及脱盐室，原水从一端侧的流入口通入该脱盐室，从另一端侧的流出口作为生产水被取出，该生产水的一部分以与该脱盐室为对向流的方式通入该浓缩室，在该阳极与阴极之间由电源装置通入直流电流，该电流量由控制装置予以控制，该电去离子装置的设计方法的特征为：当改变该脱盐室的厚度时，通过与电池胞厚度的关系式求出从脱盐室向浓缩室移动的离子的移动系数，根据入口导电率、入口浓度、脱盐室流量、浓缩室流量、电流值这各个条件，通过物质平衡式及移动式求出处理水水质，设定各个条件以成为预设目的的处理水质。
第3发明的电去离子装置的设计方法是设计用于对水进行去离子处理的电去离子装置的方法，该电去离子装置具备：阳极及阴极，和在该阳极与阴极之间配置阳离子交换膜及阴离子交换膜所形成的浓缩室及脱盐室，原水从一端侧的流入口通入该脱盐室，从另一端侧的流出口作为生产水被取出，该生产水的一部分以与该脱盐室为对向流的方式通入该浓缩室，在该阳极与阴极之间由电源装置通入直流电流，该电流量由控制装置予以控制，该电去离子装置的设计方法的特征为：当将填充在所述脱盐室的离子交换树脂的一部分改变为不同的平均粒径的树脂时，根据用于计算在离子交换树脂整体高度当中的平均粒径不同的离子交换树脂的填充高度的关系式，求出从脱盐室向浓缩室移动的离子的移动系数，根据入口导电率、入口浓度、脱盐室流量、浓缩室流量、电流值这各个条件，通过物质平衡式及移动式求出处理水水质，设定各个条件以成为预设目的的处理水质。
在第2、第3发明的一实施方式中，其是将被导入至所述脱盐室的原水的硼浓度及流量、和预设目标的生产水的硼浓度输入至所述控制装置，来推算达到预设目标的生产水的硼浓度所需的电流值的电去离子装置的设计方法，其中，分别设定：脱盐室内的流量Q、浓缩室内的流量s·Q，将这些设定值预先输入至所述控制装置，按照原水的硼浓度与目标生产水的硼浓度，推算所述电流值。
在第2、第3发明的一实施方式中，将位于与所述脱盐室的入口相距x的地点的微小区间dx内的从所述脱盐室向浓缩室的硼离子的移动量设为：从[与该微小区间内的脱盐室内的离子浓度和电流值成比例地从脱盐室向浓缩室移动的硼离子移动量]减去[与该微小区间内的离子交换膜的膜面积和浓缩室内的硼离子浓度与脱盐室内的硼离子浓度的浓度差成比例地从浓缩室向脱盐室移动的硼离子移动量]后的量。
在第2、第3发明的一实施方式中，从所述脱盐室的流入口(x＝0)至生产水出口(x＝N)根据差分法累积计算所述dx，推算生产水的浓度，再推算出该推算值成为目标值时的电流值。
在第2、第3发明中，在脱盐室的厚度改变时、或将离子交换树脂的直径改变后的层组装入电池胞高度而形成的高度改变时，能够计算电去离子装置的性能。
此外，由于能计算电流值或流量改变后的情况下的处理水的水质，因此还能在设定运转条件或变化运转条件时进行预测。
附图说明
图1是应用实施方式的方法的电去离子装置的控制方法的模式图。
图2是应用实施方式的方法的电去离子装置的控制方法的模式图。
图3是示出电去离子装置的一般构成的模式剖面图。
图4是应用实施方式的方法的电去离子装置的模式图。
具体实施方式
以下参照图示，说明实施方式。图1是应用第1～第3发明的一个示例的电去离子装置的概略模型图，图2是以差分方程式进行动作解析时的模型图。
在图1中，脱盐室3与浓缩室5被离子交换膜9(此时为阴离子交换膜)所隔开。脱盐室3的原水入口与浓缩室5的浓缩水出口被设在电去离子装置1的一端侧(图1的左端侧)。脱盐室3的生产水出口与浓缩室5的入口被设在电去离子装置1的另一端侧(图1的右端侧)。原水由配管1以流量Q被导入至脱盐室2，从脱盐室2经由配管3作为生产水而流出。
生产水的一部分经由从配管3分支出的配管4被导入浓缩室5，且以与脱盐室2呈对向流的方式被通入浓缩室5。浓缩室流出水从配管6被排出至电去离子装置外。
若将配管4的分支水量相对脱盐室流出量Q的比例设为s，那么浓缩室的流量为脱盐室流量Q乘以比率s所得的流量s·Q。此外，一部分的生产水分支到配管4后，从配管3所取出的生产水量为(1-s)·Q。
原水中的硼浓度为c0(μg/L)，从脱盐室流出的生产水中的硼浓度为cN。
在与离脱盐室2内的流入口相距x的地点，水中的硼浓度是c。
在浓缩室5中，流出口的硼浓度为c0’，流入的浓缩水的硼浓度为cN’。在与离浓缩室5内的流出口相距x的地点，水中的硼浓度成为c’。
将从脱盐室2向浓缩室5的基于电去离子装置的电极间的电位差所移动的平均单位时间内的硼移动量设为K(μg/Hr)，将从浓缩室5向脱盐室2的基于硼浓度差所移动的平均单位时间内的硼移动量设为K’(μg/Hr)。
将从电去离子装置的阳极流至阴极的电流设为i(A)。
如图1所示，将与流入口相距x的地点的水的流动方向(连结流入口与流出口的方向。图1的左右方向)上的微小区间的长度(以下称为「微小区间长」)设为dx。将该微小区间长dx所属的离子交换膜8的膜面积设为m。该膜面积m为dx乘以脱盐室的宽度所得的面积。脱盐室的宽度是与上述水的流动方向呈正交方向(与图1的纸面呈垂直方向)上的宽度。
基于电位差从脱盐室2向浓缩室5透过该微小区间长dx所属的膜面积m的区域的平均单位时间内的硼移动量dK，由于与脱盐室硼浓度c与电流值i成比例，因此使用比例常数k，表示为：
dK＝k·c·i·dx (1)
同样地，基于硼浓度梯度从浓缩室5向脱盐室2透过该区域的平均单位时间内的硼移动量dK’，由于与两室的硼浓度差(c’-c)与该区域的膜面积m成比例，因此使用比例常数k’，表示为：
dK'＝k'·(C'-c)·m·dx (2)
由脱盐室2内的所述距离x的地点中的物质平衡，导出以下(3)式：
Q·dc/dx＝dK/dx-dK'/dx (3)
左边的dc/dx是与所述流入口相距x的地点的水的流动方向的浓度梯度，Q·dc/dx是因透过该距离x的地点的脱盐室的截面而减少的硼量。
(3)式的右边的dK/dx是地点x的从脱盐室向浓缩室的移动硼量，dK’/dx是地点x的从浓缩室向脱盐室的移动硼量，因此如(3)式所示，两者之差(dK/dx-dK’/dx)等于上述Q·dc/dx。
同样地，根据浓缩室5内的所述距离x的地点的物质平衡，导下以下(4)式：
-S·Q·dc’/dx＝dK/dx-dK'/dx (4)
其中，(4)式的左边的s·Q为浓缩室内的流量，如前所述。
根据该电去离子装置的整体的硼平衡，也即根据平均单位时间内的向电去离子装置的原水总量中的硼量与通过生产水(流量Q)及排出浓缩水(流量s·Q)被带走的硼量相等，导出以下(5)式：
Q·c0＝(1-s)·Q·cN+s·Q·c0’ (5)
由于浓缩室流入水为生产水，脱盐室出口硼浓度cN与浓缩室入口硼浓度cN’相等，因此成为如以下(6)式所示：
cN＝cN’ (6)。
将上述各式(1)～(6)与变量/常数的内容汇总表示如下：
dK＝k·c·i·dx (1)
dK’＝k’·(c’-c)·m·dx (2)
Q·dc/dx＝dK/dx-dK’/dx (3)
-s·Q·dc’/dx＝dK/dx-dK’/dx （4）
Q·c0＝(1-s)·Q·cN+s·Q·c0’ (5)
cN＝cN’ (6)
Q：脱盐室流量(L/min)
s·Q：浓缩室流量(L/min)
K：从脱盐室向浓缩室的基于电位的移动量(μg/min)
k：常数
c：地点x的脱盐室硼浓度(μg/L)
c0：脱盐室入口硼浓度
cN：脱盐室出口硼浓度
i：电流(dx部分)(A)
K’：从浓缩室向脱盐室的基于电位的移动量(μg/min)
k’：常数
c’：地点x的浓缩室硼浓度(μg/L)
c0’：浓缩室出口硼浓度
cN’：浓缩室入口硼浓度
m：膜面积(dx部分)(cm2)
N：从脱盐室的流入口至流出口的距离(总长)。
其中，上述流量、浓度等单位为一例，并非限定于此。
在上述(1)～(6)式中，电极间的电流i是以在各室的水的流动方向均一流动(电流密度相同)为前提。各种实验结果确认了电流分布可处理为大致均一。
其中，实验结果确认了，在脱盐室2的流入口附近，存在大量氯离子，硼几乎未解离而不从脱盐室向浓缩室移动的现象。因此，在接近流入口的预定的范围内，将硼看作未移动而硼仅在剩下的范围内移动(透过膜)，这样处理较合适。在本发明中，将未发生硼移动的范围看作是对脱盐室总长X乘以电流效率e(％)所得的范围，也即L＝X·(e/100)、或对其乘以常数所得的值的范围，这样处理很合适。
使用将自来水以活性碳、反浸透(RO)装置、脱气膜处理后的硼浓度3μg/L的水，在i＝17A的条件下进行实验，结果为：
脱盐室流量Q：7200L/min
膜面积：1444cm2
浓缩室硼平均浓度：9μg/L
脱盐室硼平均浓度：1.5μg/L
浓缩室流出水硼浓度：15μg/L，
将这些值代入(2)式的积分式中，由此算出：
k’＝0.0001。
关于k，使用各种k的值进行模拟，与实测值对照的结果，发现采用k＝70即可。其中，在该情况下，将硼的透过看作在流入侧的X·(e/100)的范围内未进行来处理。模拟时，需要解开(1)～(6)式，在该情况下，由(1)～(6)式，如下所示导出后述的(10)式，通过差分法将其解开。
也即，由(5)式，
c0'＝(c0-(1-s)·cN)/s
＝(c0-cN+s·cN)/s (8)
在此，c0明显大于cN，也即，
c0＞＞cN，
因此可使：c0-cN＝c0 (9)
由(8)、(9)式，导出以下(10)式：
c0’＝(c0+s·cN)/s (10)。
在此，将图1视为如图2所示，脱盐室浓度分布以阶段状变化的差分型，将(1)～(4)式作为差分方程式来处理，在处理为差分式的(3)、(4)式中代入处理为差分式的(1)、(2)式而导出以下(12)、(13)式：
cn+1＝cn+(k·cn·in-k’·(cn’-cn)·mn)/Q×Δx (12)
cn+1’＝cn’-(k·cn·in-k’·(cn’-cn)·mn)/(s·Q)×Δx (13)。
在(12)、(13)式中，使Δx十分小，例如使Δx＝1cm，按序进行计算至c0～cN为止，由此求出生产水浓度。
只要将电流值i作各种改变来推算生产水硼浓度，选出该生产水的硼浓度成为目标浓度时的电流值i而通电至电去离子装置即可。实际上优选进行对i乘以安全率(例如1.2)的通电。
其中，在图2中，脱盐室内的硼浓度，在流入口侧为c0，按每个宽度Δx，呈阶段状变化为c1，c2，c3.........，cn，cn+1.........，生产水硼浓度就变成cN。在浓缩室内，同样地，硼浓度从流出口至流入口呈阶段状变化为c0’，c1’，c2’.........，cn’，cn+1’.........cN’。
在本发明中，优选通过连续式测定器连续测定原水中的硼浓度。优选，电去离子装置的电源装置为稳定化的电源装置。电去离子装置可以单段式运转，也可2段以上串联连接。
在本发明中，关于pH条件，也可按以下方式来处理。也即，若原水为中性则解离所得的硼的离子比大致为0，因此在上述L的范围内，看作没有硼移动来处理，另外，若例如原水pH＝9.86，在上述L的范围内，以成为在式(1)乘以离子解离率＝0.5的移动量的方式进行计算。
以上是对第1发明～第3发明的说明。
[实施例]
[第1发明的实施例]
将用活性碳-RO-脱气膜处理自来水后的水作为原水，将其通入图1的电去离子装置。电去离子装置具有3室的脱盐室，形成有效高度60cm×宽度22.4cm×厚度5.0mm。以离子交换树脂而言，将阴离子交换树脂60％、阳离子交换树脂40％的混合树脂作为离子交换树脂仅填充在脱盐室。在浓缩室内配置有间隔件。
通水量Q等如下所示。
Q＝120L/Hr(平均每1室脱盐室)
s＝0.2
用计算机按照所述式(9)、(10)以使生产水硼浓度成为1ppt的方式进行自动计算、自动控制。
在初始运转时，将供给水的硼浓度以3ppb进行运转后，以自动计算出的17A的电流值进行运转。此外，添加硼使供给水的硼浓度为7ppb后，以自动计算出的19A进行运转。
连续监测处理水的硼浓度，结果发现在任何时期均为1ppt，能够通过自动控制运转来生产低硼浓度的生产水。
以下，是关于第2及第3发明的说明。
本发明人发现若将脱盐室的厚度(连接阳极与阴极的方向上的脱盐室的厚度)为d0时的所述(1)式的比例常数k设为k0，且将使脱盐室的厚度变化成d1时的比例常数设为k1时，在各厚度d0、d1与比例常数k0、k1之间有以下(14)式的关系：
k1/k0＝a·d1/d0 (14)。
也即，若将脱盐室电池胞厚度d0mm变化成d1mm，比例常数k与脱盐室电池胞厚度的比(d1/d0)呈比例式增加。
在此，a是与装置及移动离子相关的系数，发明人在实验中所求出的值为0.813。
此外，还发现了：若填充在脱盐室2的离子交换树脂全部为平均粒径r3的树脂的情况下，将其一部分换成比其更小的平均粒径r4(r3＞r4)的树脂，将该小平均粒径的离子交换树脂填充至脱盐室总长N当中的流入口～流出口方向上的长度h的范围内，而在剩余部分(在流入口～流出口中的距离N-h的范围内)填充至此所述的平均粒径r3的树脂，这种情况下，变化前(全部离子交换树脂为平均粒径r3的树脂)的比例常数k3与变化后(一部分离子交换树脂为平均粒径r4的树脂、剩余部分为平均粒径r3的树脂)的比例常数k4之间，有如以下(15)式的关系：
k4/k3＝(N-h)+h·r4/r3)/N (15)。
在改变脱盐室电池胞厚度的情形下、或部分地组装入改变了离子交换树脂的平均粒径的层的情形下，由这些关系式算出移动系数，根据物质移动式/物质平衡式，代入流入浓度/流入导电率、脱盐室流量、浓缩室流量、运转电流这些各个条件，由此可算出处理水浓度的浓度。
以下说明一个使用上述关系式进行的计算的示例。
将脱盐室电池胞的厚度由5mm变化成10mm以期降低成本(减少离子交换膜的数量)的情况下，使用变更前的厚度5mm时的比例常数k0，厚度变更为10mm后的比例常数k1的值可由(14)式表示为：
k1/k0＝0.813×d1/d0＝0.813×2＝1.626
k1＝1.626k0。
将脱盐室电池胞厚度变成2倍而平均每1室脱盐室的原水成为2倍的情况下，若所述比例常数k成为2×k0，则与以上述关系式计算出的处理水性能相同。但是，实际上，比例常数是1.626倍，因此处理水的水质变差(也即电去离子装置的性能降低)。
因此，将离子交换树脂，将至此为止为平均粒径0.5mm的树脂换成一半而为平均粒径0.25mm的树脂，将该离子交换树脂相对脱盐室总长N＝60cm填充在填充高度hcm的范围(剩余部分填充平均粒径0.5mm的树脂)，针对该情况进行计算的话，过程所示。
由(15)式，为：
k4/k3＝((60-h)+2h)/60
＝(60+h)/60
若将该式的k3换成脱盐室厚度变更后的比例常数1.626k0时，为：
k4/(1.626×k0)＝(60+h)/60
由该式求出成为k4/k0＝2时的h：
2/1.626＝(60+h)/60＝1+h/60
h/60＝0.23
h＝13.8cm。
也即，对于因将电池胞厚度变成2倍所致的性能降低的部分，通过在离子交换树脂填充高度60cm当中的13.8cm的范围内填充平均粒径为一半的小平均粒径离子交换树脂，由此可使性能成为相同。
其中，将平均粒径小的离子交换树脂放入平均粒径大的离子交换树脂之间时的位置，可在脱盐室的流入口侧，也可在中间部，也可在流出口侧，但是优选放入中间部。若将小平均粒径离子交换树脂填充在中间部，不会有小平均粒径离子交换树脂流出的担心，可使离子交换树脂层稳定化。
在此，示出了处理水逆流的方式，但是对于如图4所示的并流方式，对因脱盐室电池胞厚度或离子交换树脂平均粒径的条件带来的系数的变化，也是有效的。
以上使用特定的实施方式详细说明了本发明，但在未脱离本发明的意图与范围的情形下，可作各种变更，这对本领域技术人员而言是不言而喻的。
本申请以2017年6月23日申请的日本专利申请2017-123321及2018年2月23日申请的日本专利申请案2018-030949为基础，通过引用将它们的全部内容引用至此。
附图标记的说明
2：脱盐室
5：浓缩室
9：离子交换膜
10：离子交换体
11：阳极
12：阴极
13：阴离子交换膜
14：阳离子交换膜
15：浓缩室
16：脱盐室
17：阳极室
18：阴极室。

Claims (11)

1.一种电去离子装置的控制方法，其是对用于对水进行去离子处理的电去离子装置进行控制的方法，
该电去离子装置具备：阳极及阴极，和在该阳极与阴极之间配置阳离子交换膜及阴离子交换膜所形成的浓缩室及脱盐室，
原水从一端侧的流入口通入该脱盐室，从另一端侧的流出口作为生产水被取出，该生产水的一部分以与该脱盐室为对向流的方式通入该浓缩室，
在该阳极与阴极之间由电源装置通入直流电流，该电流量由控制装置予以控制，在这种电去离子装置的控制方法中，
将导入该脱盐室的原水的硼浓度及流量、和预设目标的生产水的硼浓度输入至该控制装置来推算为了达到预设目标的生产水的硼浓度所需的电流值，在该阳极与阴极之间通入该推算所得的电流。
2.如权利要求1所述的电去离子装置的控制方法，其特征在于，分别设定：
脱盐室内的流量Q、
浓缩室内的流量s·Q，
将这些设定值预先输入至所述控制装置，按照原水的硼浓度与目标生产水的硼浓度，推算所述电流值。
3.如权利要求2所述的电去离子装置的控制方法，其特征在于，将位于与所述脱盐室的入口相距x的地点的微小区间dx内的从所述脱盐室向浓缩室的硼离子的移动量，设为：
从[与该微小区间内的脱盐室内的离子浓度和电流值成比例地从脱盐室向浓缩室移动的硼离子移动量]，
减去[与该微小区间内的离子交换膜的膜面积和浓缩室内的硼离子浓度与脱盐室内的硼离子浓度的浓度差成比例地从浓缩室向脱盐室移动的硼离子移动量]后的量。
4.如权利要求3所述的电去离子装置的控制方法，其特征在于，从所述脱盐室的流入口x＝0至生产水出口x＝N根据差分法累积计算所述dx，推算生产水的浓度，再推算出该推算值成为目标值时的电流值。
5.如权利要求1至4中任一项所述的电去离子装置的控制方法，其特征在于，在所述脱盐室的一端侧的预定范围内将硼离子看作从脱盐室向浓缩室不移动来进行控制。
6.如权利要求5所述的电去离子装置的控制方法，其特征在于，与电去离子装置的电流效率成比例地设定所述预定范围。
7.一种电去离子装置的设计方法，其是设计用于将水进行去离子处理的电去离子装置的方法，
该电去离子装置具备：阳极及阴极，和在该阳极与阴极之间配置阳离子交换膜及阴离子交换膜所形成的浓缩室及脱盐室，
原水从一端侧的流入口通入该脱盐室，从另一端侧的流出口作为生产水被取出，该生产水的一部分以与该脱盐室为对向流的方式通入该浓缩室，
在该阳极与阴极之间由电源装置通入直流电流，该电流量由控制装置予以控制的电去离子装置，
该电去离子装置的设计方法的特征为：
当改变该脱盐室的厚度时，通过与电池胞厚度的关系式求出从脱盐室向浓缩室移动的离子的移动系数，根据入口导电率、入口浓度、脱盐室流量、浓缩室流量、电流值这各个条件，通过物质平衡式及移动式求出处理水水质，设定各个条件以成为预设目的的处理水质。
8.一种电去离子装置的设计方法，其是设计用于将水进行去离子处理的电去离子装置的方法，
该电去离子装置具备：阳极及阴极，和在该阳极与阴极之间配置阳离子交换膜及阴离子交换膜所形成的浓缩室及脱盐室，
原水从一端侧的流入口通入该脱盐室，从另一端侧的流出口作为生产水被取出，该生产水的一部分以与该脱盐室为对向流的方式通入该浓缩室，
在该阳极与阴极之间由电源装置通入直流电流，该电流量由控制装置予以控制的电去离子装置，
该电去离子装置的设计方法的特征为：
当将填充在所述脱盐室的离子交换树脂的一部分改变为不同的平均粒径的树脂时，由用于计算在离子交换树脂整体高度当中的平均粒径不同的离子交换树脂的填充高度的关系式，求出从脱盐室向浓缩室移动的离子的移动系数，根据入口导电率、入口浓度、脱盐室流量、浓缩室流量、电流值这各个条件，通过物质平衡式及移动式求出处理水水质，设定各个条件以成为预设目的的处理水质。
9.如权利要求7或8所述的电去离子装置的设计方法，其是将被导入至所述脱盐室的原水的硼浓度及流量、和预设目标的生产水的硼浓度输入至所述控制装置来推算为了实现预设目标的生产水的硼浓度所需的电流值的电去离子装置的设计方法，其特征在于，分别设定：
脱盐室内的流量Q、
浓缩室内的流量s·Q，
将这些设定值预先输入至所述控制装置，按照原水的硼浓度与目标生产水的硼浓度，推算所述电流值。
10.如权利要求9所述的电去离子装置的设计方法，其特征在于，将位于与所述脱盐室的入口相距x的地点的微小区间dx内的从所述脱盐室向浓缩室的硼离子的移动量，设为：
由[与该微小区间内的脱盐室内的离子浓度和电流值成比例地从脱盐室向浓缩室移动的硼离子移动量]，
减去[与该微小区间内的离子交换膜的膜面积和浓缩室内的硼离子浓度与脱盐室内的硼离子浓度的浓度差成比例地从浓缩室向脱盐室移动的硼离子移动量]后的量。
11.如权利要求10所述的电去离子装置的设计方法，其特征在于，从所述脱盐室的流入口x＝0至生产水出口x＝N根据差分法累积计算所述dx，推算生产水的浓度，再推算出该推算值成为目标值时的电流值。
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