CN1081606C - 重水生产系统及其运行方法和生产重水的方法 - Google Patents

重水生产系统及其运行方法和生产重水的方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及复合电解与催化交换(“CECE”)重水生产系统及其运行方法和生产重水的方法。来自电解池的富含氘的液体或蒸汽物流CECE氘富集法的第一段中进料使用。将一部分可用的电解池容量用于预富集段，特别适用于可用的电能波动或采用“降低”CECE法的场合。

Description

重水生产系统及其运行方法和生产重水的方法
发明领域
本发明涉及复合电解和催化交换(“CECE”)重水生产系统及其运行方法和生产重水的方法。
发明背景
CECE重水生产方法是通过合成加进电解池中的水和在电解池中产生的氢之间的电解与催化交换来从普通水中提取重水。CECE法以前在美国专利第3,974,048号(1976年8月10日授权于Atomic Energy of Canada Limited)中有述。
常规多段CECE法的主要部分是每段的氢水催化交换富集塔、氧物流蒸汽洗涤塔和电解池。催化交换塔通过洗涤向上流入的氢气，将氘富集到向下流出塔的水中，总是保持使氘转移至液体中的状态。电解池通过将排出催化交换塔的富集液体转化成氢气而形成底部回流。CECE法中的电解池不仅提供底部回流，而且还富集电解池液体库存物。
由于经济上的原因，CECE法通常利用电解设备，这些设备与主发电厂相连，通常为水发电厂。许多发电厂是单独建设的，以满足昼夜用电高峰时的要求。在非峰值期间，过量的电能被转送到电解池来生产氢。由于对电的需求在峰值期间和非峰值期间有所不同，因此电解过程所获得的电量也有所不同。这可以根据需求通过建立更多的电解池或关闭电解池来调节。在常规设备中，电解池用于生产氢气，这类设备在操作过程中易于调节电解池容量方面的波动，且对过程参数无不利影响。但是，在用于生产重水的CECE法的电解池设备中，电解池容量的波动对过程参数有明显影响。在常规的CECE法中，级联的分离段需花费10小时或更多时间以达到稳定态浓度分布。通过关闭电解池来调节峰值电能的需求，将破坏整个CECE段的浓度分布，重水的生产率将大为降低。
在CECE设备中，花费的大部分投资是加入交换塔中的催化剂。在完整规模的CECE设备中，催化剂占总投资的30％～60％。指导任一具体应用领域的经济原则表明，要使用一种“降低”CECE的方法。通常通过使用少于填充在第一段塔中催化交换的最佳(对于完整规模而言)体积来实现。随着在第一段中催化剂体积的降低，从排出的氢气中洗涤出来的氘量减少，导致氘回收率下降。
本发明的概述
本发明发现，可对部分可用电解池的容积进行有利的配置，以形成预富集进料物流，然后通过与常规CECE过程中的氢交换进行富集。用于本发明的配置的特别条件，包括波动电解池的可用性，或者所希望的“降低”CECE过程的容量。
本发明提供了具有一系列联段的复合电解与催化交换重水生产系统，每一段包含用于使液体水与氢气进行氘交换的催化交换塔和用于由来自所说催化交换塔的液体水物流中释放出富含氘的液体浓缩物、氢气和氧气的电解池，其中，所说的氢气返回所说的催化交换塔，部分所说的富含氘的液体浓缩物则通入下一CECE段的催化交换塔；预富集段包含用于由来自液体进料水物流中释放出富含氘的液体浓缩物和富含氘的水蒸汽的氢气和氧气物流的电解池；用于将从所说预富集段产生的所说富含氘的液体浓缩物或富含水蒸汽的氢气物流作为进料加至第一CECE段的、位于整个系统上游的装置。
上述系统具有将所说富含氘的浓缩物作为进料加至第一CECE段的装置，其中该系统包括：用于用所说的进料水物流从每个所说预富集段氢气和氧气物流中洗涤富含氘的水蒸汽的装置；用于将来自所说预富集段的富含氘的液体浓缩物通入第一CECE段催化交换塔的装置；用于用进料水从来自第一CECE段的催化交换塔的氢气物流中洗涤富含氘的水蒸汽的装置。
上述系统具有将所说富含水蒸汽的氢气物流作为进料加至第一CECE段的装置，其中该系统包括：用进料水物流洗涤来自预富集段氧气物流的富含氘的水蒸汽的装置；用于将来自所述预富集段的氢气物流与和其缔合的富含氘的水蒸汽，以及来自第一CECE段与液体进料水进行氘交换的氢气通入第一CECE段的装置。
一种生产重水的方法，在具有一系列联段的复合电解与催化交换重水生产系统中，每一段包含用于使液体水与氢气进行氘交换的催化交换塔和用于由来自所说催化交换塔的液体水物流中释放出富含氘的液体浓缩物、氢气和氧气的电解池，所说的氢气返回催化交换塔，部分所说的富含氘的液体浓缩物则通入下一CECE段的催化交换塔；该方法包括通过在包括电解池的预富集段中电解未进行催化交换的液体进料水物流，从而将富含氘的液体浓缩物和包含富含氘的水蒸汽的氢气和氧气物流排出，并且使富含氘的液体浓缩物或包含富含水蒸汽的氢气物流作为进料加至第一CECE段。
上述向第一CECE段的进料是来自电解池的富含氘的液体浓缩物，将这种进料加入第一CECE段的催化交换塔中。
上述向第一CECE段的进料是氘含量接近天然浓度的电解氢气物流，该进料在所说的第一CECE段中进行氘交换以富集液体进料水。
本发明还提供了一种运行复合电解与催化交换重水生产系统以调节电能可用性波动的方法，包括：在所说的CECE段采用预定数量的电解池以消耗在可用性降低期间预期的可用电能。在预富集段采用足够数量的电解池以消耗在可用性较大期间过量的可用电能，并从加至预富集段电解池的进料水中释放出富含氘的液体物流或包含富含氘的水蒸汽的氢气物流。将所说的预富集物流作为进料加至所说的第一CECE段。
本发明还提供了一种运行复合电解与催化交换重水生产系统以调节电能可用性波动的方法，包括：在所说的CECE段采用预定数量的电解池以消耗在可用性降低期间预期的可用电能。在预富集段采用足够数量的电解池以消耗在可用性较大期间过量的可用电能，并从加至预富集段电解池的进料水中释放出富含氘的液体物流或包含富含氘的水蒸汽的氢气物流。在过量电能可用性期间将所说的预富集物流加至贮存装置中，而在可用性降低期间预期将贮存的物流作为原料加至所说的第一CECE段。
本发明还提供了一种以降低模式运行的复合电解与催化交换重水生产系统的方法，包括：减少在第一CECE段的催化交换塔中的催化剂加入量。减少与催化剂加入量减少相当的在第一CECE段电解池的数量。重新采用在预富集段用于从进料水中释放富含氘的液体物流或包含富含氘的水蒸汽的氢气物流的可用电解池平衡。将所说的物流作为进料加至所说的第一CECE段中。
附图简述
附图说明了本发明的实施方案。
图1为常规4段CECE法的流程图。
图2为具有电解液预富集段的CECE法的第一段的流程图。
图3为具有电解气体预富集段的CECE法的第一段的流程图。
优选实施方案详述
参看图1，示出了常规4段CECE(“N-CECE”)方法。该方法类似美国专利第3,974,048号所述的方法。来自进料源2的进料液体水向下通过氘化蒸汽洗涤器4，氢气/液体水在氘交换催化剂塔6和汽/液平衡器8中交换，进入电解池10。在电解池10中产生的氢气向上流过平衡器8、催化剂塔6、洗涤器4，从点12排出。在电解池10中产生的氧气向上流过冷却器14，氘蒸气洗涤器16，从点17排出。由电解池10产生的液体冷凝物通过反渗透膜进料运送单元18，作为原料进入第二段。
催化剂塔6包含填充催化剂床，在其中，氢气和液体水进行逆流交换。催化剂是防水、疏水的，并在水存在下具有活性。优选的催化剂材料是一种第VIII族金属，其上涂有与液体水相排斥的有机聚合物或树脂覆层，这些聚合物或树脂选自全氟化碳，中分子量至高分子量的疏水烃聚合物和聚硅氧烷，它对水蒸汽和氢气是可渗透的。这类催化剂在美国专利第3,981,976号和第4,126,687号中有述。在催化剂塔6中，氘从上流氢气中分离，并转移至下流的液体水中。
电解池10不仅通过将离开催化剂塔6的富集氘液体转化进入氢气中以提供了底部回流，而且富集了电解池液体库存物。由于氢气释放反应中固有的动态同位素效应，电解池10中产生的电解氢气相对于电解质而言是贫氘的。电解池分离因子通常为5～6。
富集的液体库存物通过纯化(如反渗透)单元18而构成用于进一步富集的下一段的液体进料，纯化单元18的作用是除去电解质。洗涤器4经用天然水洗涤，防止富集氘的水蒸汽损失。平衡器8使氢气物流中水蒸汽的氘浓度与进入的液体水进行同位素平衡。氧气物流氘蒸汽洗涤器16从电解氧气物流中洗涤氘化的水蒸汽，使氘作为液体水返回电解池10。
第2、3和4段与第1段有类似的连接结构，相同部件标号相同。来自连续段的点20和22的氢和氧分别返回前一段的点24和26。第2、3和4段在由催化剂塔6出来的氢气管线中无需设置一液汽平衡器，这是因为管线是将料送至前一段催化剂塔6下的液汽平衡器8上。第2、3和4段在电解氧气物流中分别包含有氢氧复合器28。该物流包含少量的富集氘的氢气，这种氢气经复合而形成水，从而使氘通过冷却器14和蒸汽洗涤器16得到清理。必须权衡复合器在防止每段中氘的损失的经济效益与其投资成本。对于氘的浓度高的最高段，复合器很可能是经济的，仅需小的复合器来处理相对小的物流，重水产品从第4段的点30排出。
参看图2，示出了使用电解池向CECE方法第1段中提供预富集电解液进料的本发明的实施方案(“EL-CECE”)。图2中的CECE第1段与图1中常规CECE方法的第2段类似，它包括催化交换塔6、液汽平衡器8、电解池10、纯化单元18、氢氧复合器28、氧气物流冷却器14和氧气物流氘蒸汽洗涤器16，所有这些部件均按与图1常规CECE方法相同的方式运行。
在预富集段32中，天然进料水分别向下通过两个用于氢气和氧气物流的氘化蒸汽洗涤器34和35，进入电解池36。由电解池36产生的电解氢气和氧气物流，向上通过用于氧气物流的氘化蒸汽洗涤器34和用于氢气物流的氘化蒸汽洗涤器35，分别用电解也进料水洗涤然后才排出系统，以防止氘作为水蒸汽而损失。由于蒸汽中的氘浓度实质上高于电解池进料水中的氘浓度，这意味着氘的损失，将很大，因此这种处理是必须的。
作为来自电解池36的经干燥的电解气的浓缩物，预富集的液体物流将通过纯化单元38，在进料被从连接点40引入第1CECE段之前，该单元可除去进料中的离子。氘蒸汽洗涤器42可洗涤来自CECE第1段催化剂塔6的氢气物流中的氘化水蒸汽。
参看图3，该图示出了使用电解池向CECE方法第1段中提供预富集电解气体进料的本发明的另一实施方案(“EG-CECE”)。图3中的CECE第1段包括催化交换塔6、液汽平衡器8、电解池10、纯化单元18、氢氧复合器28(可有可无)、氧气物流冷却器14和氧气物流氘蒸汽洗涤器16，所有这些部件均以与图2的CECE第1段相同的方式运行。
在预富集段44中，天然进料水向下通过氘蒸汽洗涤器46，进入电解池36。通过电解池36产生的电解氧气物流向上通过氘蒸汽洗涤器46，并用电解池进料水洗涤后排出系统，以防止氘作为水蒸汽而损失。
由电解池36产生的湿的氢气物流经连接点48通入第1CECE段。虽然相对于天然水浓度，作为元素氢，该物流中氢中氘是略贫化的，因为大的平衡因子会使水中氘的浓度高于氢，所说的氢通过液汽平衡器50之后，在催化交换塔52中具有相当大的能力以将氘转移于水中。
离开交换塔52的氢与天然水进料物流逆流通过氘化蒸汽洗涤器54，避免氘作为富氘蒸汽而损失。由电解池36产生的富集液体浓缩物从连接点51返回电解池。
本发明的EL-CECE及EG-CECE方法(“E-CECE”)并未提供与常规CECE方法相同的最大的重水生产量，在常规方法中对CECE工厂的操作无任何限制。但是，与常规N-CECE方法相比，E-CECE方法在经济上更为实际可行。
E-CECE法比N-CECE法更具吸引力之处在于，E-CECE法利用了非高峰(电栅极峰)电解氢生产能力。E-CECE法仅需部分电解池独立操作以满足高峰时的电需求，该方法在预富集段采用了非高峰电解池的可用性，从而利用了非高峰氢生产能力。在预富集段关闭电解也并不危及该方法关闭用于回流CECE方法中催化剂塔的电解池。
在E-CECE法中关闭预富集电解池36将减少或消除引入第1CECE段的预富集进料物流。结果，减少了水进料中的氘浓度和加至催化剂塔6中的水进料流速。塔6的过渡催化作用及增加停留时间均将使塔6在较高“危机”下运行，也就是说，离开塔6的氢中氘的浓度会下降，塔6中氘的提取率将更接近理论最大值。当第1段在较高“危机”下操作时，由于预富集段的关闭，进料中氘浓度的降低是适中的。这一过程在连续的CECE第2和3段中重复产生，导致在关闭预富集电解池36时对最初为降低氘而对进料中的浓度有作用的脉动(ripple)效应经连续段而消失。
其结果是，因满足峰值供电要求而关闭N-CECE方法中电解池所引起的大规模过渡态造成的大部分生产损失可以避免。利用预富集段的电解能力使工厂的CECE部分避免了氢生产的中断，从而使CECE段连续运行并且不妨碍电能分流。
EL-CECE法提供了另一种解决办法以改变可用于电解的能量数量。由于水可易于贮存在槽内或其它贮存容器内，在获得高能量时期，可积聚来自预富集段的预富集水，而在获得低能量时期，将其排放，从而保持流向连接点40的进料为恒定值。因此，预富集段防止了工厂的CECE部分由于电能分流而造成氢生产的中断。EG-CECE法可达到相同的效果，通过使用气体容器而不是更容易的水贮存器，因而EL-CECE方法是显而易见的选择。
除了如上所述的操作上的优点外，利用预富集段的电解能力可大大减小设备投资，与N-CECE工厂相比，E-CECE具有良好的投资返还率，在N-CECE工厂中，在用电高峰期间必须关闭大量的电解池，从而导致催化剂利用率很差。经济分析表明，当峰值负荷期间55％的电解池关闭时，与N-CECE法相比，EL-CECE法的生产能力只稍降低为N-CECE法的80％～90％，但在大大降低基本投资和较高设备返还率下能产生相同的效益。
作为E-CECE法效益的实例，考虑如下的电解工厂：平均产量177MW，但每日的运行在降低产量的8小时与提高产量的其余16小时之间波动。表1示出了随着波动幅度的增长，EL-CECE法的投资返还率是如何实际增长的，而N-CECE法则稳定地下降。表1的效益数字基于：D2O的销售价为300$/kg，对投资的回报基于固定操作费用150k$/a。
                                 表1
     电解工厂     高峰时电解     CECE               基本              投资
                                           产量            总效益类型      规模         池关闭率    工厂能力              投资            返还率
                                          (Mg/a)           (M$/a)
      (MW)          (％总)       (％)               (M$)           (％/a)EL-CECE  177.0            0          85       22.84    6.32    5.03    107EL-CECE  197.4          31.4         85       21.25    5.20    4.87    120EL-CECE  216.8          55.0         85       18.75    4.08    4.41    134EL-CECE  226.8          65.6         85       16.16    3.38    3.82    139EL-CECE  237.2          76.2         85       14.37    2.89    3.42    144N-CECE   177.0            0          85       22.84    6.32    5.03    107N-CECE   197.4          31.4         76       22.82    7.08    4.82    95N-CECE   216.8          55.0         69       22.78    8.03    4.55    83N-CECE   226.8          65.6         66       22.82    8.31    4.53    80N-CECE   237.2          76.2         63       22.81    8.56    4.42    78
E-CECE法除了具有抵抗电解池可用性波动的能力之外，也可用于所希望的暂时或永久关闭CECE法。为达到最大效益而优化N-CECE法将得到具有如下特点的方法，在第1段催化交换塔中顶部浓度浓缩成高浓度，氘回收率高，且可进行全规模生产。这要求催化剂体积大。在这种全规模生产中，催化剂费用占主要因素，其通常为总投资费用的30％～60％。控制具体应用的经济状况表明，N-CECE法有目的地设计成初始或永久性地使生产率下降的模式。常规的降低CECE过程的方法会因在第1段塔中加入了少于最佳(对全规模生产而言)催化交换填充体积的体积而使氘回收率下降。随着第1段中催化剂体积的减小，从排出的氢气中洗涤的氘量也减少。
E-CECE法对CECE法中降低生产率或减少回收率的过程提供了一种成本-效果替换方法。使用可用的电解能力做预富集段，可减少总的催化剂需求和总的基本投资，这是与在同样减少生产率水平的N-CECE法比较而言的。
表2列出的数据反映了本发明对EL-CECE设计的关键参数。表2中所有例子假设进料160ppm，催化交换塔在60℃下操作。第1段CECE塔的富集化在水相中达到1000ppm。比较的基础是流出物为55.4ppm的N-CECE法。假定电解池分离因子约为5。
                            表2
                预电解池    CECE                     E-CECE对    预电解池
    预电解池                       填充   填充体积/例子                 浓缩物    排出氢                    N-CECE的     电解率
    氢(ppm)                        体积  单位生产率
                  (ppm)     (ppm)                     生产率      (％总)1      70.0          350       121    25       36         70          682      60.0          300       104    35       44         78          583      50.0          250       87     48       56         86          454      45.0          225       77     60       67         90          365      40.0          200       66     84       88         96          25
表2结果表明，本发明的EL-CECE法具有突出的优点，特别是其总生产率低于N-CECE法的最终目的生产率的约85～90％。例如，例1表明，将68％的电解池用在预富集段时，与N-CECE法比较，E-CECE法的生产率可达到约70％，而催化填充体积仅为36％。在较高生产率时，预富集段中电解池的比例下降，而EL-CECE法的填无体积接近N-CECE法的体积。
在EL-CECE法中进料水的预富集降低了CECE部分对催化剂的需求，其代价是随来自预富集段氢气物流HD增加了氘的损失。因此，EL-CECE法的基本投资低于降低生产率的N-CECE法。经济分析表明，在全规模(对最大效益优化的N-CECE法)生产率的45％～75％时，EL-CECE法投资效率最高，无论类似的CECE法具有3或4段，可提供12％～22％的投资优势。
表3列出的数据反映了在使用与表2相同的假设条件下，本发明EG-CECE设计的关键参数。
                        表3
                 CECE
                                      EG-CECE对
  流向塔与流向            填充体积                 预电解池例子                排出氢                 N-CECE的
   电解池的％               (％)                  电解(％总)
                 (ppm)                生产率(％)1       50.0       76.0        62          80           672       100.0      76.0        54          80           503       100.0      66.0        69          90           504       178.0      55.4        100         100          365       39.4       76          80          80           72
由表3所示，很明显占总电解量1/3多的部分在CECE法包封之外，同时对塔填充体积或生产无损失。
虽然EL-CECE和EG-CECE流程图不同，但两个方法均依赖于对第1CECE段的进料进行预富集物流。采用EL-CECE法，富集氘的水被转移至第1段催化交换塔6的顶部。其效能是使离开塔6并因而离开该过程的氢气中的氘浓度增高。采用EG-CECE法，氘转移进氢气物流中，其随后通过催化交换塔52。这使得可回收更多的预富集物流的氘，但附加的催化交换塔52增加了基本投资。增加用于预富集的电解池比例最终导致催化交换塔52的瓶颈作用，在此减小液体与气体的流动比会导致增加塔52交换填充的高度，结果，随由1/α设定的液体与气体流动比接近较低限值，该方法从经济上讲变差(当75％的电解池包含预富集段时)。分离因子α定义了氘在水中的浓度与氘在氢中平衡的比值。
业已发现，EG-CECE法投资非常有效，这是与全规模生产的75％～90％时N-CECE法比较而言的，当50％的电解池用作预富集段时，具有三个CECE段的EG-CECE法显示出比3段N-CECE法低16％的基本投资，比4段N-CECE法低6％的基本投资。
从电解池中泄漏富集氘的物料被认为是N-CECE法的一个重要问题。氢气的逃逸也是被特别关注的问题。泄露降低了重水生产率。在本发明的E-CECE法中，大比例的电解池用在预富集阶段，是在比N-CECE法中更低的氘浓度下进行操作。结果，电解池泄漏成为严重问题的比例在E-CECE法中大为减少。

Claims (9)

1.具有一系列联段的复合电解与催化交换重水生产系统，每一段包含用于使液体水与氢气进行氘交换的催化交换塔和用于由来自所说催化交换塔的液体水物流中释放出富含氘的液体浓缩物、氢气和氧气的电解池，其中，所说的氢气返回所说的催化交换塔，部分所说的富含氘的液体浓缩物则通入下一CECE段的催化交换塔；
预富集段包含用于由来自液体进料水物流中释放出富含氘的液体浓缩物和富含氘的水蒸汽的氢气和氧气物流的电解池；
用于将从所说预富集段产生的所说富含氘的液体浓缩物或富含水蒸汽的氢气物流作为进料加至第一CECE段的、位于整个系统上游的装置。
2.根据权利要求1的系统，其具有将所说富含氘的浓缩物作为进料加至第一CECE段的装置，其中该系统包括：
用于用所说的进料水物流从每个所说预富集段氢气和氧气物流中洗涤富含氘的水蒸汽的装置；
用于将来自所说预富集段的富含氘的液体浓缩物通入第一CECE段催化交换塔的装置；
用于用进料水从来自第一CECE段的催化交换塔的氢气物流中洗涤富含氘的水蒸汽的装置。
3.根据权利要求1的系统，其具有将所说富含水蒸汽的氢气物流作为进料加至第一CECE段的装置，其中该系统包括：
用进料水物流洗涤来自预富集段氧气物流的富含氘的水蒸汽的装置；
用于将来自所述预富集段的氢气物流与和其缔合的富含氘的水蒸汽，以及来自第一CECE段与液体进料水进行氘交换的氢气通入第一CECE段的装置。
4.一种生产重水的方法，在具有一系列联段的复合电解与催化交换重水生产系统中，每一段包含用于使液体水与氢气进行氘交换的催化交换塔和用于由来自所说催化交换塔的液体水物流中释放出富含氘的液体浓缩物、氢气和氧气的电解池，所说的氢气返回催化交换塔，部分所说的富含氘的液体浓缩物则通入下一CECE段的催化交换塔；
该方法包括通过在包括电解池的预富集段中电解未进行催化交换的液体进料水物流，从而将富含氘的液体浓缩物和包含富含氘的水蒸汽的氢气和氧气物流排出，并且使富含氘的液体浓缩物或包含富含水蒸汽的氢气物流作为进料加至第一CECE段。
5.根据权利要求4的方法，其中，向第一CECE段的进料是来自电解池的富含氘的液体浓缩物，将这种进料加入第一CECE段的催化交换塔中。
6.根据权利要求4的方法，其中，向第一CECE段的进料是氘含量接近天然浓度的电解氢气物流，该进料在所说的第一CECE段中进行氘交换以富集液体进料水。
7.一种运行权利要求1所述的复合电解与催化交换重水生产系统以调节电能可用性波动的方法，包括：
在所说的CECE段采用预定数量的电解池以消耗在可用性降低期间预期的可用电能；
在预富集段采用足够数量的电解池以消耗在可用性较大期间过量的可用电能，并从加至预富集段电解池的进料水中释放出富含氘的液体物流或包含富含氘的水蒸汽的氢气物流；
将所说的预富集物流作为进料加至所说的第一CECE段。
8.一种运行权利要求1所述的复合电解与催化交换重水生产系统以调节电能可用性波动的方法，包括：
在所说的CECE段采用预定数量的电解池以消耗在可用性降低期间预期的可用电能；
在预富集段采用足够数量的电解池以消耗在可用性较大期间过量的可用电能，并从加至预富集段电解池的进料水中释放出富含氘的液体物流或包含富含氘的水蒸汽的氢气物流；
在过量电能可用性期间将所说的预富集物流加至贮存装置中，而在可用性降低期间预期将贮存的物流作为原料加至所说的第一CECE段。
9.一种以降低模式运行的权利要求1所述的复合电解与催化交换重水生产系统的方法，包括：
减少在第一CECE段的催化交换塔中的催化剂加入量；
减少与催化剂加入量减少相当的在第一CECE段电解池的数量；
重新采用在预富集段用于从进料水中释放富含氘的液体物流或包含富含氘的水蒸汽的氢气物流的可用电解池平衡；
将所说的物流作为进料加至所说的第一CECE段中。
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Families Citing this family (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6858190B2 (en) * 2001-01-31 2005-02-22 Atomic Energy Of Canada Limited Heavy water production process and apparatus
CA2589979C (en) * 2004-12-07 2020-08-25 Stuart Energy Systems Corporation Electrolyser and process and apparatus for separating a gas-liquid mixture generated therein
US20110027166A1 (en) * 2009-07-29 2011-02-03 Stuart Andrew T B Chlorate and chlorine dioxide systems adapted for the production of deuterium enriched water
US20110027165A1 (en) * 2009-07-29 2011-02-03 Stuart Andrew T B Distributed pre-enrichment method and apparatus for production of heavy water
JP5897512B2 (ja) 2013-07-31 2016-03-30 デノラ・ペルメレック株式会社 重水の電解濃縮方法
CN107767981A (zh) * 2017-09-30 2018-03-06 邱乙亩 基于cece法的核电站含氚水处理方法及装置
CN107986234B (zh) * 2017-12-07 2020-12-29 中国工程物理研究院材料研究所 电解-催化交换组合工艺制备低氘水系统及其实现方法

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3974048A (en) * 1974-05-03 1976-08-10 Atomic Energy Of Canada Limited Apparatus and method of producing heavy water involving catalytic-electrolytic exchange processes
GB2021535A (en) * 1978-05-22 1979-12-05 Ca Atomic Energy Ltd Method and apparatus for enrichment or upgrading heavy water
US4331522A (en) * 1981-01-12 1982-05-25 European Atomic Energy Commission (Euratom) Reprocessing of spent plasma

Family Cites Families (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2690380A (en) * 1944-05-04 1954-09-28 Hugh S Taylor Production of deuterium oxide
US2780526A (en) * 1951-04-12 1957-02-05 Union Oil Co Isotope separation process
DE1109653B (de) * 1959-05-22 1961-06-29 Ruhrchemie Ag Verfahren und Vorrichtung zur kontinuierlichen Gewinnung von deuteriumreichem Wasser durch stufenweise Deuteriumanreicherung und Elektrolyse von Wasser
NL255292A (zh) * 1959-08-28
US3306832A (en) * 1962-06-12 1967-02-28 Electric Storage Battery Co Multistage process for the concentration of heavy water in feed water comprising a mixture of water and heavy water
CA1095848A (en) * 1978-03-30 1981-02-17 Electrolyser Corporation Ltd. (The) Heavy-water extraction from non-electrolytic hydrogen streams
US4190515A (en) * 1978-05-18 1980-02-26 Atomic Energy Of Canada Limited Apparatus for removal and recovery of tritium from light and heavy water

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3974048A (en) * 1974-05-03 1976-08-10 Atomic Energy Of Canada Limited Apparatus and method of producing heavy water involving catalytic-electrolytic exchange processes
GB2021535A (en) * 1978-05-22 1979-12-05 Ca Atomic Energy Ltd Method and apparatus for enrichment or upgrading heavy water
US4331522A (en) * 1981-01-12 1982-05-25 European Atomic Energy Commission (Euratom) Reprocessing of spent plasma

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