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CN102574681A - 用于重水生产的分布式预富集方法和系统 - Google Patents

用于重水生产的分布式预富集方法和系统 Download PDF

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CN102574681A
CN102574681A CN201080041204XA CN201080041204A CN102574681A CN 102574681 A CN102574681 A CN 102574681A CN 201080041204X A CN201080041204X A CN 201080041204XA CN 201080041204 A CN201080041204 A CN 201080041204A CN 102574681 A CN102574681 A CN 102574681A
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CN
China
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water
hydrogen
factory
concentration
deuterium
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CN201080041204XA
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安德鲁·T·B·斯图尔特
阿利斯泰尔·I·米勒
格雷姆·诺弗尔
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ISOWATER CORP
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ISOWATER CORP
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Abstract

本发明提供一种利用氢源和催化同位素交换方法在一个或更多个远程位置处将氘浓度增加的水供应至中央重水的水流预富集过程。该中央重水厂可采用任何合适的重水生产技术，包括联合电解和催化交换(“CECE”)重水生产厂和哥德勒硫化物工艺。远程位置处的水的氘含量增加并且提供具有增加的氘浓度的水流以进料至中央重水生产厂。这可以是中央CECE氘富集厂的第一级，大致以富集超过天然氘浓度的比例增加其重水生产能力。本发明还提供使制氢的氯酸盐和二氧化氯系统适合额外地生产富氘水的系统和方法。

Description

用于重水生产的分布式预富集方法和系统
相关申请的交叉引用
本申请要求2009年7月29日提交的发明名称为“DISTRIBUTEDPRE-ENRICHMENT METHOD AND APPARATUS FORPRODUCTION OF HEAVY WATER”的美国专利申请12/461025的优先权，其全部内容通过引用并入本文。
技术领域
本发明涉及有效生产重水的技术。更具体地，本发明涉及利用地理分布式产氢工厂进行中央式重水生产工艺的预富集给水生产。本发明还涉及使产氢的氯酸盐和二氧化氯体系适应于额外生产富氘水的系统和方法。
背景技术
联合电解和催化交换(下文中称为CECE)重水生产工艺通过在进入电解池的水和其中产生的氢之间进行联合电解和催化交换来从普通水中提取重水。CECE工艺之前已经记载在1976年8月10日授予AtomicEnergy of Canada Limited的美国专利3974048中。
常规的多级CECE工艺的主要组件是每一级的氢水催化同位素交换富集塔、电解池以及(在水电解池的情况下)氧流中的氢重组和蒸汽洗涤塔。催化交换塔通过从上行氢气中汽提氘而使从塔上流下的水富集，其条件总是有利于氘转移到液体中。电解池通过将离开催化交换塔的富集液体转化成氢气而提供底部回流流动。CECE工艺中的电解池不仅提供底部回流流动，还使所述池富集液体存量。为了使交换催化剂量和工艺过程内的氘拦截最小化，富集总是在其规模约与从一级向下一级进料的浓度成反比减少的一系列级中进行。这一系列通常被描述为级联。
CECE工艺生产重水的单位成本严重依赖于允许规模，这是因为天然水体中的氘含量只有约六千分之一到七千分之一份。因此，1MW的水电解仅可以产生约150千克重水/年。此外，工艺性质造成大量的固定管理成本，尤其是防止富集产物的损失以及提供分析、控制和监管。因此，该工艺应用于小规模的电解制氢在经济上不利。而电解水的生产规模很少超过几兆瓦，利用天然水的氘含量作为原料生产重水的CECE工艺只有在(1)水电解运行规模达到约100MW和(2)电解成本大部分通过氢或其他电解产品的销售得到抵消的情况下才是经济的。
联合工业重整和催化交换(CIRCE)工艺由Miller描述在“HeavyWater：A Manufacturers’Guide for the Hydrogen Century”，[CanadianNuclear Society Bulletin，第22卷，第1期，2001年2月]中。常规用于氢生产的蒸汽甲烷重整器(SMR)进行了各种改进以生产氘浓度显著高于天然丰度的水蒸汽(下文称为富氘水)。这种富氘水可以进一步通过诸如CECE工艺或双热氢水交换工艺的各种方法在重整器位置处通过级联富集成高纯度的重水。然而，SMR所需的改进相对于CECE工艺用于重水生产所需的改进而言成本高，并且典型的大规模单点蒸汽甲烷重整器将提取只足以用于50～70Mg/年重水的氘(100％为基础)。
出于经济原因，有利的是设法提高CECE工艺生产重水的规模。扩大生产规模的一种方法描述在1997年1月7日授予Atomic Energy ofCanada Limited的题为“Electrolytic pre-enrichment method andapparatus for the Combined Electrolysis and Catalytic Exchange Process”的美国专利5,591,319中。然而，该工艺需要大部分的物理相邻综合水电解池以在不使用催化同位素交换富集塔的情况下产生非常轻微的氘增强流。因为富集很少，所以后续富集步骤的规模很大。
氘的增加总量也可以通过如LeRoy在美国专利4,225,402中所教导的改进CECE工艺来增强，其中流过催化同位素交换塔的氢流量通过混合非电解源的氢而增加。然而，LeRoy需要在催化交换塔附近的非电解氢源并且产量增加的潜能至多为三倍。
另一个关于集中的益处的例子包括在1995年11月21日授予AtomicEnergy of Canada Limited的美国专利5,468,462-GeographicallyDistributed Tritium Extraction Plant and Process for ProducingDetritiated Heavy Water using Combined Electrolysis and CatalyticExchange Processes-中。在该发明中，在接近氚生产源的分散位置处提取和预浓缩氚气体，作为富氚的氘化物固体船运，再在中央工厂中进一步富集。然而，该工艺具有特定的目的并且受限于生产高度富集DT/D2气相以使氚能够被吸收到固体金属氢化物上以安全运输到中央站点，并且需要使用低温蒸馏以在中央工厂处形成氚气流。此外，贫氚的重水流被返回到远程站点。
因此，仍需要用于采用中央工艺生产重水的具有成本效益和规模可扩展的解决方案。
发明内容
在本发明中，已经发现在地理上分散的现有(或新计划)的氢源如来自蒸汽重整器或电解池容量的氢可以有利地适合生产用于在其中完成重水富集的中央过程的预富集进料水的源。如果中央工厂是CECE工厂，则来自该单个集中化CECE工厂的重水生产年产量约以高于用以向所述CECE进料的天然氘浓度的氘富集比例增加。其它形式的重水生产工厂(如哥德勒硫化物(Girdler-Sulfide)工艺)同样可以受益于通过引入显著增加的高于天然氘浓度的进料所实现的扩大生产。具有增加的氘浓度的水进料将提高生产的经济性和协同和/或经济上优选的可设置CECE过程的位置的数量。
因此，在第一方面，提供一种生产重水的方法，包括以下步骤：在中央重水厂中接收从一个或更多个地理远程制氢厂输送至所述中央重水厂的具有增加的氘浓度的预富集水，所述预富集水在所述一个或更多个地理远程制氢厂中的每一个中生产；提供所述预富集水作为所述中央重水厂的进料水；和在所述中央重水厂生产重水。所述预富集水优选在所述一个或更多个远程厂中的每个厂中通过在同位素交换塔中使进料水与所述每个厂内的制氢过程生产的氢气接触；将从所述同位素交换塔中排出的水供应至所述每个厂；以及从所述每个厂内提取具有增加的氘浓度的预富集水而产生。该方法优选还包括将所述具有增加的氘浓度的预富集水从所述一个或更多个地理远程制氢厂输送到所述中央重水厂，和/或在所述一个或更多个地理远程制氢厂中生产所述具有增加的氘浓度的预富集水。所述制氢过程优选使供应至所述每个厂的水进一步富集。
至少一个远程厂中可包括具有第一制氢过程的第一级和具有第二制氢过程的第二并列级，其中在所述至少一个远程厂中通过以下步骤生产所述具有增加的氘浓度的预富集水：在第一同位素交换塔中使部分进料水与通过所述第一制氢过程产生的氢气接触；将从所述第一同位素交换塔中排出的水供应至所述第一制氢过程；从所述第一制氢过程中提取具有增加的氘浓度的预富集水；在第二同位素交换塔中使第一制氢过程中剩余的进料水与通过第二制氢过程产生的氢气接触；由此从第二制氢过程中提取具有增加的氘浓度的预富集水并且将从第二同位素交换塔中排出的水供应至第一制氢过程。
中央重水厂可以是例如联合电解和催化交换厂或哥德勒硫化物厂。在后一种情况下，所述具有增加的氘浓度的预富集水优选在哥德勒硫化物厂中的内部氘浓度约等于预富集水中的氘浓度的位置处供应至哥德勒硫化物厂。为了更有效地处理增加的氘产量，现有的哥德勒硫化物厂也可以适合在现有工厂的最后一级中包括额外的水蒸馏或联合电解和催化交换单元。
所述具有增加的氘浓度的预富集水优选从所述一个或更多个远程厂中的至少一个作为来自电解池的冷凝物提取。一个或更多个远程厂优选适合防止或减少氘浓度升高的水的泄漏。
通过所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个中生产具有增加的氘浓度的预富集水可以例如利用联合工业重整器和催化交换工艺或联合电解和催化交换工艺或其变体来实现。所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个可以是水电解厂、氯酸盐厂或二氧化氯综合工艺厂。
具有类似氘浓度的来自一个或更多个地理远程制氢厂的具有增加的氘浓度的预富集水源可以汇集以向中央厂提供单一的预富集进料水源。
作为替代方案，来自所述一个或更多个地理远程制氢厂中的每一个的具有增加的氘浓度的至少一个水源可被注入至中央重水厂的同位素交换塔内的位置，所述位置实现重水产率相对于通过将具有增加的氘浓度的水注入到同位素交换塔顶部所得产率的提高。
中央厂可以是联合电解和催化交换厂，其包括汽提同位素交换塔和富集同位素交换塔，其中进料水与中央厂内生产的氢气在汽提同位素交换塔中接触，并且其中从汽提同位素交换塔排出的水和具有增加的氘浓度的预富集水与在中央厂内生产的氢气在富集同位素交换塔中接触。
在所述一个或更多个制氢厂中的至少一个中，进料水也可以在同位素交换塔中与额外氢气源接触。来自所述额外氢气源的氢气和来自制氢过程的氢气可以合并且进料到同位素交换塔的合适中间位置。作为替代方案，来自所述额外氢气源的氢气和来自制氢过程的氢气可以在同位素交换塔中的所述额外氢气源的氘浓度与来自制氢过程的氢气的氘浓度大致相等的合适位置处合并。从同位素交换塔中排出的水可在供应至所述一个或更多个制氢厂中的所述至少一个之前在第二同位素交换塔中与通过制氢过程生产的氢气进一步接触。
来自所述额外氢气源的氢气优选在同位素交换塔的中间高度处注入。中间高度优选选择为获得最佳的进料水富集。待转化为氢的少于约(1-1/α)的所述进料水的部分优选被用来从所述额外氢气源中收集氘，其中α为催化交换塔中液体水和氢气之间的平衡氘氢比。
在另一方面，预富集水可在所述一个或更多个远程厂中的至少一个中通过将进料水分成第一进料水流和第二进料水流来生产，其中第一进料水流在第一同位素交换塔中与第一氢气流接触并逆流流动，并且其中第二进料水流在第二同位素交换塔中与第二氢气流接触并逆流流动，并且其中从第一和第二同位素交换塔中排出的水被收集并进料到第三同位素交换塔中并在其中与第一氢气流接触并逆流流动，第一氢气流首先供应至第三同位素交换塔，随后供应至第一同位素交换塔，在此从第三同位素交换塔中排出的水被供应至工厂内的制氢过程，其中制氢过程使从同位素交换塔中排出的水得到进一步富集，并且其中第一氢气流通过制氢过程生产，并且第二氢气流通过额外氢气源提供。
在另一方面，提供一种用于生产重水的系统，包括：一个或更多个地理远程制氢厂，其适合生产具有增加的氘浓度的预富集水，其中所述一个或更多个远程厂中的每一个均包括同位素交换塔，其中所述每个厂适合：在同位素交换塔中使进料水与所述每个厂中的制氢过程产生的氢气接触；将从所述同位素交换塔中排出的水供应至所述每个厂，和从所述每个厂内提取具有增加的氘浓度的预富集水；中央重水厂，其中所述中央重水厂配置为接收所述具有增加的氘浓度的预富集水作为进料水；以及将所述具有增加的氘浓度的预富集水运送至所述中央重水厂的装置。所述制氢过程优选使供应至所述每个厂的水进一步富集。所述一个或更多个远程厂中的至少一个可适合防止或减少氘浓度升高的水的泄漏。
在另一方面，远程厂中的至少一个优选包括两级，其中一个级包括第一制氢过程和第一同位素交换塔，其中另一个级包括第二制氢过程和第二同位素交换塔，其中所述远程厂中的至少一个适合：在第一同位素交换塔中，使进料水与通过第一制氢过程生产的氢气接触；将从第一同位素交换塔中排出的水供应至第一制氢过程；从第一制氢过程中提取具有增加的氘浓度的水；在第二同位素交换塔中使从第一制氢过程中提取的水与通过第二制氢过程生产的氢气接触；将从第二同位素交换塔中排出的水供应至第二制氢过程；和从第二制氢过程提取具有增加的氘浓度的预富集水。从第二同位素交换塔中排出的氢气也经过第一同位素交换塔以从中汽提其大部分剩余的氘含量。
中央重水厂可以是例如联合电解和催化交换厂或哥德勒硫化物厂。在后一种情况下，所述具有增加的氘浓度的预富集水在哥德勒硫化物厂中的内部氘浓度约等于预富集水中的氘浓度的位置处供应至哥德勒硫化物厂。哥德勒硫化物厂可以适合在哥德勒硫化物厂的最后一级中包括额外的水蒸馏或联合电解和催化交换单元。
所述具有增加的氘浓度的预富集水优选从所述一个或更多个远程厂中的至少一个中作为来自电解池的冷凝物提取。
所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个可以是联合工业重整和催化交换厂、联合电解和催化交换厂或其变体、水电解厂、氯酸盐厂或二氧化氯综合处理厂。
可以汇集来自具有类似氘浓度的一个或更多个地理远程制氢厂的具有增加的氘浓度的预富集水源以向中央厂提供单一的预富集进料水源。
中央重水厂优选适合在所述中央重水厂的同位素交换塔内的位置处从所述一个或更多个地理远程制氢厂中的每一个接收具有增加的氘浓度的水的至少一个源，所述位置实现所述重水的产率相对于通过将所述具有增加的氘浓度的水注入到所述同位素交换塔顶部所得产率的提高。
中央厂可以是联合电解和催化交换厂，其包括汽提同位素交换塔和富集同位素交换塔，其中进料水与中央厂中生产的氢气在汽提同位素交换塔中接触，并且其中从汽提同位素交换塔排出的水和具有增加的氘浓度的预富集水与在中央厂内生产的氢气在富集同位素交换塔中接触。
所述一个或更多个远程厂中的至少一个可进一步适合使部分进料水也在同位素交换塔中与额外氢气源接触，或任选地将来自另一制氢过程的额外氢气源的氢气合并以及将合并的氢气进料到同位素交换塔的合适中间位置。作为替代方案，一个或更多个远程厂可进一步适合将来自所述额外氢气源的氢气和来自制氢过程的氢气在同位素交换塔中的所述额外氢气源的氘浓度与来自制氢过程的氢气的氘浓度大致相等的合适位置处合并。一个或更多个远程厂可进一步适合在将从同位素交换塔中排出的水进料至制氢过程之前，使从同位素交换塔中排出的水在第二同位素交换塔中与通过制氢过程生产的氢气接触。
一个或更多个远程厂可进一步适合将来自所述额外氢气源的氢气在同位素交换塔内的中间高度处注入。中间高度优选选择为获得最佳的进料水富集。待转化为氢的少于约(1-1/α)的所述进料水的部分优选被用来从所述额外氢气源中收集氘，其中α为催化交换塔中液体水和氢气之间的平衡氘氢比。
所述一个或更多个远程厂中的至少一个还可进一步适合将进料水分成第一进料水流和第二进料水流，其中第一进料水流在第一同位素交换塔中与第一氢气流接触并逆流流动，并且其中第二进料水流在第二同位素交换塔中与第二氢气流接触并逆流流动，并且其中从第一和第二同位素交换塔中排出的水被收集并进料到第三同位素交换塔中并在其中与第一氢气流接触并逆流流动，第一氢气流首先供应至第三同位素交换塔，随后供应至第一同位素交换塔，在此从第三同位素交换塔中排出的水被供应至工厂内的制氢过程，其中制氢过程使从同位素交换塔中排出的水得到进一步富集，并且其中第一氢气流通过制氢过程生产，并且第二氢气流通过额外氢气源提供。
对于本发明的功能和有利方面的进一步理解可以通过参照以下详细描述和附图实现。
附图说明
本发明的实施方案参照附图进行描述，其中
图1为三级常规CECE工艺的流程图。
图2示出多个远程预富集水源和输送至中央CECE厂的整合。
图3为具有远程电解预富集级的CECE工艺的第一和第二级的流程图。
图4示出氯酸钠生产系统的典型流程图。
图5示出引入同位素交换塔进行水的预富集的改进氯酸钠生产系统。
图6示出用于生产二氧化氯的综合处理系统的示意图。
图7示出用于生产二氧化氯的另一综合处理系统的简化示意图。
图8示出用于生产二氧化氯的一般化综合处理系统。
图9示出适合生产富氘水的用于生产二氧化氯的一般化综合处理系统。
图10示出通过增加从单独的额外氢流中回收氘来进一步增强氘提取的远程预富集级。
图11示出从单独的额外氢流中通过将进料水分成两股料流来回收氘的远程预富集级。
图12示出通过增加从单独的额外氢流中回收氘来进一步增强氘提取的预富集氘流进料的中央CECE厂。
具体实施方式
一般而言，本文所述的系统涉及分布式预富集方法和重水生产系统。根据需要，本文公开了本发明的实施方案。然而，所公开的实施方案只是示例性的，应该理解的是本发明可以体现为许多不同的和替代的形式。附图并非按比例绘制并且部分特征可以放大或最小化以显示出特定要素的细节，同时相关要素可以删除以防止使新颖性方面模糊。因此，本文公开的具体结构和功能的细节不应被解释为限制，而仅仅是作为权利要求的基础和作为教导本领域技术人员以多种方式应用本发明的代表性基础。出于教导和非限制的目的，所示出的实施方案涉及利用中央联合电解和催化交换工艺的分布式预富集方法和重水生产系统。
本文所使用的术语“包括”和“包含”应解释为包括性的和开放式的，而非排他性的。具体来说，当用在本说明书(包括权利要求书)中时，术语“包括”和“包含”及其变化形式是指包括指定的特征、步骤或组件。这些术语不应解释为排除其他特征、步骤或组件的存在。
本文所使用的术语“约”和“大致”在与颗粒尺寸、混合物的组成或其他物理性质或特征的范围结合使用时，是指覆盖了可能在所述尺寸范围的上限和下限中存在的略微变化，以便不排除平均大部分尺寸满足但在统计学上尺寸可能存在于该范围以外的实施方案。诸如这些实施方案的实施方案不从本发明中排除。
本文中所使用的并列连词“和/或”是指在相邻的词、短语或从句的逻辑分离和逻辑相关之间的选择。具体来说，“X和/或Y”应解释为“X和Y中之一或两者”，其中X和Y是任意的词、短语或从句。
图1示出本领域已知的常规现有技术的三级CECE(N-CECE)工艺。该工艺类似于美国专利3974048中所描述的工艺。在CECE工艺的第一级中，来自进料源101的输入进料液体水向下经过氢气/液体水氘交换催化塔102(在该过程中水的氘含量增加)，然后进入电解池104。在电解池104中产生的氢气103向上流经催化塔102，在该过程中其氘含量降低。水流101的一部分作为流105被导向级2(其中在交换催化塔106中发生进一步富集)，然后在电解池108中被转化成氢流107。级2中的水流和氢流大致与级1中的水流和氢流相关，与级1中实现的氘富集成反比。以类似的方式，水流105的一部分作为流109被导向级3(其中在交换催化塔110中发生进一步富集)，然后在电解池112中被转化成氢流111。几乎为纯重水的产物在料流113中从电解池112抽出。
催化塔102、106和110包含填充催化剂床，氢气和液态水以逆流交换的关系从中通过。催化剂通常是防水的并且在水的存在下具有活性。优选的催化剂材料是其上具有排斥液体水的有机聚合物或树脂涂层的第VIII族金属，所述聚合物或树脂涂层选自聚氟烃、中到高分子量的疏水性烃类聚合物、和/或聚硅氧烷，并且可透过水蒸气和氢气。这些类型的催化剂描述在美国专利3981976和4126687中。也可使用其他催化剂配置，例如在Trail，B.C.，Canada[cite Benedict，M.，Pigford，T.H.and Levi，H.W.，“Nuclear Chemical Engineering，McGraw-Hill，1981]中运行的重水厂中使用的例如分离床式催化剂。
电解池104、108和112不仅通过分别将离开催化塔102、106和110的富氘液体转化成氢气而提供底部回流，而且还富集电解池液体存量。在电解池中产生的电解氢由于在析氢反应中固有的动力学同位素效应而相对于电解液而言耗尽氘。电解池分离因子取决于池阴极的条件，并且通常是5-6。
前面提供的描述是利用CECE工艺进行氘富集的简单概述。其他细节描述在美国专利3974048中。与所有的氘生产工艺一样，整个工艺中逐步富集的级数可在少至2个至多达5个之间变化。
本文公开的实施方案提供生产重水的改进方法和系统，其中以地理分布方式生产一个或更多个具有增加的氘浓度的预富集水进料流的源，用于运行诸如CECE工艺的过程的中央厂。预富集进料流的源是通过设计或改进而引入在其中增加水流的氘浓度的催化交换塔的制氢厂。
本发明的一个优选实施方案如图2所示，其示出一个分布式系统，其中具有增加的氘浓度的水通过一个或更多个地理分布式工厂生产并运输到中央厂。在这种情况下，示出CECE厂。也可以使用其他的重水生产厂，如GS过程。运输可通过以下非限制的例子进行：道路车辆，如大型卡车、轨道车、管道或船舶。
地理分布式工厂一般在140、141和142处示出，没有示出每个工厂运行的具体过程。工厂适合包括以150、151和152示意性示出的催化交换塔，其分别使用在工厂(存在塔162)内产生的氢气166作为进料。一个或更多个制氢厂可在地理上位于中央重水厂(例如，中央CECE厂)附近，或甚至与该工厂同位置。
优选为天然水160或未经预先富集的水的进料水以逆流方式流过催化交换塔150-152，并在其中被工厂内产生的氢气166所富集。经富集的水164随后进料至工厂140-142，并通过涉及在工厂(例如电解池)内生产氢166的转化过程得到进一步富集。远程厂140-142优选适合防止或减少工厂内具有增加的氘浓度的水的泄漏。以168表示的具有增加的氘浓度的水从每个工厂的选定位置处(例如，在氘浓度最大的位置处或在氘浓度高但杂质浓度低的位置处，例如在来自电解池的水蒸气中)得到并运送170到中央CECE厂。假定每个料流中的氘浓度相似(即接近平均浓度)，则具有增加的氘浓度的水源被汇集172以将具有增加的氘浓度的水进料174提供至一般以195表示的中央CECE厂。在单个远程位置生产具有增加的氘浓度的水的情况下，省略汇集步骤。
具有增加的氘浓度的水的最佳提取点可取决于所用制氢过程的性质。此外，本领域技术人员将会理解在分布式工厂中可优选包括额外的子系统，如氧流中的氢气复合器、蒸汽洗涤器和水蒸气平衡器(未在图2中示出)。
CECE厂包括用于进一步富集氘浓度的催化交换塔级182、电解池184，并优选包括另一交换塔180作为使氢气流178中的氘浓度减少至接近或低于天然氘浓度的汽提段。汽提段还提供用于引入具有增加的氘浓度的进料水的中间位置，其防止或减少由于同样进料至系统的天然水176的混合所导致的浓度变化。单独的天然浓度的进料水176源被进料至上催化交换塔180并从逆流的氢气流178中回收氘。汇集的水进料174被送入催化交换塔182，同时水流176进入催化交换塔180，在其中被电解池184产生的逆流氢气186进一步富集。该CECE设备显示为单级，但优选包括多级。在图2中，经富集的水流192通过后续级以进一步富集，并且来自后续级的氢气190也被送入塔182。
如果来自地理分布式工厂(140、141、142)的一个或更多个料流168产生为氘浓度显著低于或高于其它的水，那么优选将该水注入在使单独工作所需量最小化的最佳点即重水产量最优化的点处注入塔180或182中。或者，可以包括一个或更多个额外催化交换塔以提供另外优选的进料水注入点。
在本发明的一个实施方案中，分布式产生涉及利用产生氢作为过程产物或副产物的工厂，其中所产生的氢对于水中的氘的产生或富集没有贡献。此外，如上所述，分布式工厂由涉及水的转化过程产生氢，其中工厂内的水或其它溶液或液体中的氘浓度进一步增加。因此，用于根据本发明的选定实施方案的进料水预富集的工厂或设备可包括电解池或其它过程或设备，如根据CIRCE工艺改进的蒸汽甲烷重整器。
有用的是，注意到如果这种分布式工厂运行为主要生产重水，则电解或其它转化过程的成本可能会使重水生产不经济。这种工厂通常以其它目的运行-如氢气或氯酸钠的生产，这些水-氢转化器通常不具有足以使重水生产经济的规模。然而，通过对基于除重水生产以外的目的运行的工厂进行相对简单的改进，它们可以适合生产氘浓度充分增加的副水流，使得几个分散的工厂的输出可以被汇聚并送入如图3所示的可负担的中央CECE单元中。
如上所述，地理上分散的(即远程)工厂被调整或改进以包括同位素交换塔，其优选为催化交换塔。此外，在本发明的另一优选实施方案中，对远程工厂进行修改以限制氘化物质的损失。
在本发明的另一实施方案中，至少一个远程工厂包括两级或更多级，每一级都包括制氢过程，并且每一级都配置成或适合包括催化同位素交换塔以在多级过程中富集含氘水。
在一个优选的实施方案中，远程工厂包括两级，每一级均包括制氢过程。在第一级中，包括第一催化同位素交换塔，其中进料水与第一制氢过程中产生的氢气接触并逆流流动。从该塔排出的水被送入第一制氢过程，在此处优选进一步富集氘。
第二级包括第二催化同位素交换塔，其中从第一级内选定位置提取的富氘水(如从第一级中制氢电解池得到的冷凝物)与第二制氢过程中产生的氢气接触并逆流流动。从第二塔排出的水被送入第二制氢过程，在此处优选富集氘。最后，从第二级内的选定位置处得到具有增加的氘浓度的预富集水。
在一个优选的实施方案中，多级远程工厂是配置为或适合提供多级联合电解和催化交换过程的工厂。但是，应该理解的是，前面描述的目的不是将本发明的该实施方案限制成两级。此外，上述的级可以是单个工厂的多个级或作为替代方案可以是附近但单独的制氢厂。
有利的是，与密切监测分布式工厂140-142内的氘浓度的成本相关的花费可以避免，这是因为料流170中的氘浓度可以允许不同。在一个实施方案中，只提供进料水168中氘浓度的近似测量作为令人满意的催化剂操作的指示。
在另一实施方案中，优选还包括从利用部分水进料至过程的水电解共产生的氧气流中移除富氘氢和富氘水蒸气的痕迹的洗涤设备、测量和控制整个过程中的氘浓度的仪器、用于充分密封以避免显著的氘损失的供应物以及其他经济性优化所必需的供应物。
在本发明的另一实施方案中，中央重水生产厂是哥德勒硫化物厂。哥德勒硫化物过程提供生产重水的另一种方法，并且描述在加拿大专利574293中，其全部内容通过引用并入本文。
简而言之，哥德勒硫化物过程是双热过程，其中氢气以闭环方式循环通过热交换塔(一般保持接近130℃)和冷交换塔(一般保持接近30℃)。进料水供应至冷塔的顶部，在此处其随着从硫化氢汽提中提取氘而变得富氘。部分经富集的水在通过冷塔后被提取。剩余的水被送入热塔的顶部，在此处其含氘量被逆流的硫化氢气体耗尽。从热塔底部排出的水的氘浓度低于最初的进料水。液态水和氢气之间有效交换氘的平衡常数之间的差异提供富氘水源，其被送入额外的哥德勒硫化物厂级直到达到足够高的氘浓度为止。
因此，在本发明的一个优选实施方案中，地理分布式制氢厂被调整或修改为包括同位素交换塔并产生具有增加的氘浓度的水，该水被运送到中央哥德勒硫化物重水厂。
在一个优选的实施方案中，具有增加的氘浓度的预富集水在工厂中的氘浓度接近预富集水的氘浓度的合适位置处被送入哥德勒硫化物厂。以这种方式，哥德勒硫化物厂的产量的增加可以取决于预富集水进料的可得性-例如，高达约2-3的因子。哥德勒硫化物厂的流出液浓度随着预富集水流量的增加而上升，但因此导致的总重水产量的下降将是可以接受的小。
表1示出一个非限制的例子，其中可通过将具有增加的氘浓度的预富集水供应至根据上述实施方案的哥德勒硫化物厂来实现重水产量增加。假定进料至工厂的进料水的年流量为3.2＊106吨并假设预富集水具有4000ppm的氘浓度。该例子表明通过非常小的预富集水的侧进料可得到显著的产量增加(超过2倍)。
表1
如上表1所示，其产量为不使用预富集进料的水平的2.3倍的哥德勒硫化物厂估计放弃7％的氘生产总量。在这种重水厂的最后富集级中提供额外容量-通常利用水蒸馏来进行-可能需要处理额外的重水生产。因此，例如，可以平行于现有的最终富集级添加额外的水蒸馏或CECE单元，通常采用水蒸馏。
优选的地理分布式氢源是大型制氢源-大于5000Nm3/小时，优选大于50000Nm3/小时，如水电解池、生产氯酸钠的电解池和生产氢流以及不含氢原子的化学品的其它过程。
每一个生产源具有独特的属性，如氢气产生率、制氢的水需求和系统的水密封性。通常，这些属性影响将同位素交换塔整合在系统内的氢产生器的必要修改以及具有显著增加的氘含量的水量，所述水可以有效地从系统中移除并运送到中央工厂。
在许多情况下，用于生产具有增加的氘浓度的水的分散氢源本身不大至足以调整必要的额外设备、劳动和监管以形成经济独立的生产高纯重水的重水生产厂。或者，如果生产高纯重水的必要增量设备是基于中央电解的CECE厂，则该厂可在不同的地点具有增强的经济性，其中例如电力成本、对氧的需求或对氢的额外需求更有利。然而，通过使用一个或更多个这些分散供应的氘浓度增加的水，每一个散的工厂可贡献部分进料水给位置最优的中央重水生产厂。还应注意的是，分散的水供应不必有相同的氘浓度。
需要尽量减少氘含量高于天然水平的水(或其它含氢流)从地理远程工厂不受控制的泄漏。对于在可能从系统中潜在泄漏的水中存在相对高摩尔浓度的氘的情况而言是特别重要的。控制氢(氕和氘)的潜在损失的能力将取决于若干因素。这些因素包括损失预防系统可以放在适当位置的相对容易性和成本、损失的物质性和所需的系统内稳定氘浓度。
进入CECE塔的水通过与氢交换显著富集氘。大部分的水转化为氢，也极大地富集了氘。一般来说，优选包括使氘包含在系统内的水、氢或其它含氢的化学制剂内的方法。
2个考虑适用：第一，必须作出每个合理的努力以避免源于转化过程(如电解池)附近的水和氢在其通过催化交换塔之前逸失：任一种物质的很小损失显著减少工厂的氘产量。第二，无论可以很容易完成的地方在何处，超过工厂的电池极限的进入过程的水应该通过催化交换塔进入。绕过交换塔的水不直接减少氘产量，但需要扩大催化交换塔的体积，这是因为较小的水流量往往损害其从氢流中移除氘的能力。优选地，虽然不是必要的，应该首先在水加入过程的塔内富集。
在一个优选的实施方案中，地理分散的氘浓度增加的水源包括至少一个水电解厂。如上所讨论的，正常的CECE过程面临的挑战是缺乏约100MW以上的单个电解厂。然而，随着基于能源目的的氢需求的增长，包括从可再生能源产生的氢气，可以预期在250Nm3/小时～6000Nm3/小时的水电解厂的数量将增加。个别而言，这对于配置生产基本纯重水的3或4级CECE厂而言经济性太低。此外，它们也可以按照间歇性的或全天的时间安排来运行，这将减少其重水回收率。然而，利用一个或更多个浓缩级生产的氘浓度增加的水可从这些厂中提取并递送到中央工厂，作为对于重水生产的经济性更有利的经富集的进料水。
图3示出本发明的一个特定的实施方案，其中采用电解池来提供预富集电解液体进料(虽然在该附图中只示出一个远程工厂，但是应该理解在分布式系统中可以包括一个或更多个这样的远程工厂)。在该实施方案中，级1执行与常规CECE过程中相同的富集功能，但是在地理上远离级2。来自级1(优选得自电解池的水蒸气)的具有增加的氘浓度的水205被运送至单独的级2，其包括交换催化剂的汽提段206a，使得氢流207的氘含量接近或优选小于天然氘丰度。级2和后续的富集级在其它方面类似于使用水电解池的常规CECE过程。
值得注意的是，相对于过去的经由预富集电解步骤(如在美国专利5,591,319中那样)改进CECE厂的努力，本发明实施方案提供显著且创造性的改进。如上所述，该现有技术方法涉及使用地理上的当地电解池。然而，更重要的是，与本发明的实施方案不同的是，美国专利5,591,319所公开的方法不包括在预富集级中的同位素交换塔。同位素交换塔在本申请的图2和图3中清楚可见，而5,591,319的预富集是单独通过电解实现的。
在另一实施方案中，一个或更多个地理分布式工厂是与催化交换塔整合的蒸汽甲烷重整器(如图3中的与催化交换塔202整合的蒸汽甲烷重整器，形成CIRCE过程，也可替代电解池204)。为了达到世界级产量(200至400Mg/年)以及由此所致的用于氘增加的水的后续提升的低成本生产，需要大量的重整器。这些不必在同一地点或接近中央CECE厂的最佳位置。事实上，蒸汽甲烷重整器中的富集对于可生产的重水量只有次要影响。主要决定因素是产氢速率。
在本发明的另一优选实施方案中，地理上分散的氘浓度增加的水源包括适合提供富氘水的氯酸钠厂。氯酸钠厂采用涉及水的电解转化的过程，同时氢气为副产物。大多数氯酸盐厂只生产一小部分的总生产能力，并且不可单独通过CECE过程来支持重水生产。在北美，利用该过程通常生产约1百万吨氯酸钠/年，耗能为约600MW/年。根据本文公开的实施方案，该过程可以生产多达50吨重水/年。
氯酸钠厂特别适合含氘水的富集，因为与氯碱厂不同，除氢外只生产一种其它产品，并且其为不含氢原子的固体。这简化了厂内富氘氢的约束和保存。
图4是氯酸钠厂的典型流程图。盐(通常为干重的98％至99.5％，其余主要是硫酸钠，一般含1％的水分)1被送入盐溶解槽2。在这里，还将水2a、再循环的氯酸盐贫液3和氯酸盐细粒(在20％至30％的水溶液中)4从空气洗涤系统5添加到盐溶解槽中。
由此产生的盐水6被送入第一级盐水净化系统7中，在其中加入各种化学品。在过去的系统中，通常加入氯化钡8以产生硫酸钡，其随后沉淀出来。在这种情况下，还加入盐酸11以降低pH。其它添加还包括助滤剂9、苏打灰(通常与苛性钠一起形成碱溶液，以便可得到氢氧化物用以将镁和铁作为氢氧化物移除)10、盐酸11和重铬酸钠12。助滤剂和盐水净化设备7消除某些盐化合物如碳酸钙的大部分硬度(在料流14a中作为酸后清洗的一部分离开)。这使得液体中的钙浓度从约100ppm减少到2ppm。净化气体的混合物(如果液体被酸化，则主要是二氧化碳)13以及滤饼14被从过程中移除。如果液体不被酸化，则约100ppm的二氧化碳与氢一起离开，在洗涤器18中用氢氧化钠洗涤(见下文)。
部分纯化的盐水15然后流过离子交换单元(通常由2个单元构成，一个单元处于回洗条件下，另一单元处于正常操作7a下)，其移除钙和镁至ppb的水平。从离子交换系统的盐水回洗7b包括在水流中含少量百分比的钙和镁的氯化物的水净化流。流19中的碳酸钙流减少至ppb级别。排出物流离开管线7b以及14a中的液体流，通常进入排放也处理系统(未显示)。
纯化后的盐水随后与盐酸17一起被运送到电解池系统16。电解池系统16引入循环系统，该循环系统包括其中液体体积可根据操作要求进行积累或耗尽的液位槽。来自该槽的液体流入超过电极的未分隔池的底部，在电极上氢气泡提供“升气”效应并将氯酸盐溶液泵入液位槽。环绕电解池自身的循环能够通过进行均相反应使得在电极处形成的次氯酸钠增强转化为所需的氯酸盐浓度。溶液中的重铬酸钠防止次氯酸钠在阴极还原。此外，还进行高氯酸钠的温和清洗19a，因为这否则会在氯酸盐液体中累积到不期望的水平。含氢气的料流18和氯酸钠液流19离开电解池系统。
氢气流18通常行进通过两级池的气体洗涤器20。第一级洗涤器使氢流暴露于氢氧化钠21，接着是水22。来自洗涤器20的流体40返回到盐水净化系统7。离开的氢气流42被水蒸气饱和，并且按干重计含有约2％的氧和3ppm的氯。
部分氯酸钠液体(目前通常为480g/l的氯酸钠和200g/l的盐)19溢出电解池的盐水再循环槽，并被送入热次氯酸盐转化系统23，在其中被加热到90℃并且调整pH至6以实现所需的次氯酸盐到氯酸盐的转化。其随后被送23A至次氯酸盐移除系统24，在其中添加过氧化氢来消除残留的次氯酸盐。
部分纯化的溶液26随后被送入结晶系统27，其被冷却到25℃以形成晶体。过量的液体(现在耗尽了氯酸钠)返回29到液体循环回路并最终到达盐溶解槽2。水蒸气28可以通过冷冻真空蒸馏提取。这些水通常被再循环到盐水溶解槽2。
氯酸钠晶体浆液与母液30一起进入离心系统31，在其中用水32将氯化钠和重铬酸钠从晶体上冲走。移除剩余的溶液33并将其返回到氯酸钠循环回路，然后到达溶解槽2。
氯酸钠晶体34进入干燥器35，通常在约50℃以典型的连续流量流动。它们通过添加空气36进行干燥。空气通常在低压下进入并被加热以提高其干燥能力。产品氯酸钠晶体被移除37，并且湿空气流38通过水(从41加入)洗涤系统5。经洗涤的空气39随后离开系统和氯酸盐细粒的水溶液4，返回到盐溶解系统2。
在本发明的一个优选实施方案中，使氯酸钠厂适合于提供生产富氘水的简单独立CECE系统。CECE交换塔提取的氘量只受到在整个CECE系统中达到的富集的微弱影响，因此从改进的氯酸盐厂提取的经富集的水的量在很大程度上决定了氘富集的程度。该水的余量返回到氯酸盐厂，形成其组成的水的一部分。
图5示出根据本发明的一个优选实施方案的改进的氯酸钠系统的简化示意图。图4所示的氯酸盐系统在图5中一般以300表示。如本领域技术人员所易于理解的，在该图中为了简洁的缘故省略了图4的详细子系统。
图5中所示的对氯酸盐厂300的改进在下文中联系图4中所示的各种子系统进行描述。进料水320下送至催化同位素交换塔305，相对于在氯酸盐系统300中产生的氢气315(即图4中的氢流42)逆流布置。料流325从催化同位素交换塔305中排出，其具有接近天然的或更低的氘含量。
从催化交换塔305排出的水310被供应至氯酸盐系统300。在图4中，该过程的主输入水源在32、2a、22和41处进入。其余的水将取决于许多因素，包括但不限于进入系统的盐1的干燥度和纯度-特别是在其为递送至厂址的盐水溶液的情况下。通过催化交换塔305富集的进料水(如图5)可以作为任何或所有的输入水源(即图4中的32、2a、22和41)提供。在一个优选的实施方案中，所有水源通过催化交换塔305后才进入氯酸盐厂。
可从氯酸钾厂300的有利于氘增加的位置处连续或间歇地移除水。该位置包括可从富氘水(离开催化塔底部的水、从电解液(纯化后)中提取的水以及离开工厂的电池极限或可移除而对过程稳定性不产生或基本不产生影响的其它水流)产生的相对纯净的冷凝物流。
优选地，富氘水是从其它蒸发的水收集的。在一个优选实施方案中，从来自电解池16的冷凝蒸汽中回收氘浓度增加的进料水。在另一优选实施方案中，从含最少的氯酸盐液体相关化学品的高纯冷凝物流收回富氘水。也可以从在离开电解池16之后和在进入催化同位素交换塔之前得到的氢气流中的湿气中得到水。此外，可从氯酸盐晶体干燥系统35产生的冷凝物中提取富氘水。
作为替代方案，可从池内液体(但具有低固含量)中提取富氘水。在该实施方案中，优选实施溶解化学品的移除。富氘水也可以从催化交换塔305的底部排出收集。在另一实施方案中，从在添加氯化钠之前送入电解池的进水流中提取氘浓度增加的水。
应该理解的是，氘浓度增加的水可以从一个或更多的上述任何潜在源收集。
氯酸盐系统中高水平的氘一般是有利的。例如，4000ppm比2000ppm优选，因为实现额外富集的增加工作量小。氘的目标稳态浓度受到以下因素的影响：获得平衡的可接受的时间(浓度越高，时间越长)，用于选定的催化同位素交换增强的催化剂体积(体积越大，成本越高以及对诸如压降等过程条件的影响越大)和捕获系统中其它氘损失的能力(浓度越高，氘损失越大)。
优选地，在催化交换塔介入用于生产富氘水的氯酸钠厂的实施方案中，系统中的水泄漏得到最小化。这在系统泄漏的水中存在相对高摩尔浓度的氘的情况下是特别重要的。可能需要对氯酸钠系统进行改进以尽可能减少这些损失。例如，以2000ppm的氘输送至过程的水中的0.1％的水损失会减少约2％的重水输出。因为氢中的氘浓度远低于与水平衡的氘浓度，因此氢的损失比例会比较小，但仍然必须尽量减少，这是因为氢比水具有更大的泄漏倾向。
高浓度的氘可能逸出系统并由此减少氘浓度或氘产率或二者的潜在泄漏源在图5中显示为泄漏水335，并可对应于下列离开图4所示系统的含氢流体中的任一项：
·料流42中的水蒸气
·料流42中的氢本身(但是氢损失通常有相对较小的影响，因为氢中的氘浓度比水中的氘浓度低约五倍)
·料流28中的可能已被蒸发的水
·纯化气体13中包含的任何水分
·在空气洗涤系统39中的水分
·在晶体氯酸盐产物37中的任何残留水分
·滤饼14中的水分
·从盐水纯化步骤14a中流出的任何其它流体
·从离子交换过程7b中移除的过滤回洗液
·高氯酸盐清洗流19a
控制和减少氢(氕和氘)损失的能力将取决于若干因素。这些因素包括损失预防系统可安置到合适位置的相对容易度和成本、损失的物质性和所需的系统内稳定的氘浓度。
进入催化交换塔的水通过与氢交换而显著富集氘。大部分的水被转化为氢，也显著富集了氘。通常，以下方法被认为是用于在系统内的水、氢或任意其它中间化学制剂中包含氘。
2个考虑适用。第一，必须作出每个合理的努力以避免在电解池附近产生的水和氢在通过催化交换塔之前逸失：任一种物质的很小损失显著减少工厂的氘产量。
第二，无论可以很容易完成的地方在何处，超过工厂的电池极限的进入过程的水应该通过催化交换塔进入。绕过交换塔的水不直接减少氘产量，但需要扩大催化交换塔的体积，这是因为较小的水流量往往损害其从氢流中移除氘的能力。因此，优选地，虽然不是必要的，应该首先在催化交换塔内水加入过程处进行富集。因此，氘浓度增加的水会进入各种过程操作如料流32、41、2a和22中。此外，会选择该水用于系统中的各种化学添加剂的任何稀释要求，添加剂包括8、9、10、11、12和25(即氯化钡、助滤剂、盐酸、重铬酸钠、氢氧化钠，苏打灰和过氧化氢)。此外，在氯酸盐生产过程中需要的盐可溶解在水中，该水源于离开同位素交换塔的底部。来自同位素交换塔的底部的水也可用于池、气体洗涤器和离心设备中。
氯酸盐厂具有明确限定的离开工厂的固体流出物流。通常含有约35％的水的滤饼是对氘损失可能具有显著影响的流出物。滤饼中的过量液体可以最大可能程度回收并返回到主盐水纯化系统中。滤饼中的残余水可通过加热例如在滚桶干燥器中移除。
氯酸盐厂还具有明确限定的离开工厂的水蒸气流。这些水蒸气流通常具有较低压力并根据一般化学工程原理通过约3”到20”直径的管道。这些料流通过水-水蒸气平衡塔将减少系统的氘损失。由此产生的离开该塔的富氘水会在近似等于其尺寸和氘浓度的位置处返回到系统中：较大的料流可有利地返回到催化交换塔中的中间点；较小的料流可以最方便地返回到氯酸盐液体。由此产生的贫氘流包括在图4中的13、28、39和42。
为了进一步减少工厂的氘损失，进入氯酸盐晶体干燥级的空气本身应尽可能地干燥。在一个优选实施方案中，离开干燥器35的空气应通过水蒸气洗涤器和/或冷凝器，其中所得到的液态水返回到过程中。
作为替代方案，在氯酸盐干燥35和空气洗涤系统的情况下，空气再循环系统可有利地部署，由此全部捕获排放的空气39并将其再循环到进气口。通常，如果不使用再循环，则约20％的过程水需求可能会通过空气干燥器损失掉。虽然可以利用水-水蒸气平衡系统来有效地保存氘，但是水蒸气的冷凝以及随后干燥器空气的再循环的优点是减少系统水需求的约20％的水损失。这种绝对水需求的减少有利于氯酸盐生产系统以及氘增加的水流的回收。
离开离子交换系统7b、14a的液体流出物和高氯酸钠清洗剂19a可以部分回收氘离子。例如，诸如来自离子交换回洗洗液7b的含高浓度水分的稀释流可以再循环至主盐水纯化槽7，在其中随后减少回收的钙、镁和硫酸盐可在盐水纯化(沉淀、絮凝、撇沫和过滤)过程中移除。在适当的情况下，可通过真空蒸馏或加热进行的蒸发移除水。
电化学生产氯酸盐(包括氯酸钠)领域的技术人员将会理解，这种工厂设计为尽量减少从电解液、管道和其它区域的液体和气体泄漏，但是对于以在电解质工作溶液中保存氘的方式组织管道没有特别的努力。相反，气密性的程度主要是基于环境和经济考虑，如含铬液体、氢气或各种形式的氯的逸失。
如图4可见，通常，工厂周围其余的水需要添加水以替代用于生产氢以及结晶时的损失、滤饼排出、从干燥过程或纯化气体中损失的水分。在购买盐水溶液输入作为原料的情况下，部分所需要的水会与盐水一起到达氯酸盐系统。在这种情况下，在其它地方向系统添加较少的水。在更常见的购买固体盐并运送到氯酸盐厂的情况下，需要原地添加额外的水。在氯酸盐生产位置处添加至少大部分水是用于生产氘浓度增加的水的优选配置，因为将促进保存氘的过程管理。
除了上述的氯酸盐厂改进外，氘富集可通过购买可在过程中消耗的化学品如氯化钡、助滤剂、苏打灰、过氧化氢、盐酸、重铬酸钠和氢氧化钠来进一步改善，在较高浓度的少量正常水已经存在下(优选在进行了成本考虑后)。优选地，所有稀释均在具有下穿通过催化剂交换塔的水的工厂位置处进行。
在另一优选实施方案中，离开结晶系统的水28被重新用于过程中，优选该冷凝物用于上述的盐水溶解。
在改进的氯酸盐厂的另一实施方案中，过量的预富集水即来自系统的超过所要求或期望的富氘水量的水可以返回到工厂。例如，这样的水可来自于可包括池、气体洗涤器、结晶设备，离开盐水纯化步骤的滤饼、空气洗涤系统、所述氯酸盐晶体干燥系统及其任意组合的源。
前面的实施方案提供了改进的氯酸盐厂和改进用于生产富氘水的氯酸盐厂的方法。在一个优选实施方案中，在分布式重水生产系统中的一个或更多个远程厂(根据前文公开的本发明的实施方案)是改进用于生产氘浓度增加的水的氯酸盐厂。
在本发明的另一优选实施方案中，地理上分散的氘浓度增加的水源包括适合于提供富氘水的二氧化氯厂。现代的二氧化氯厂采用综合工艺生产二氧化氯，如前述氯酸盐生产过程一样，其涉及水的电解转化，其中氢气为副产物。生产二氧化氯的综合工艺公开在美国专利3,920,801中，其全部内容通过引用并入本文。
虽然不在这里详细讨论，但是本领域技术人员熟悉种类广泛的各种生产二氧化氯的替代工艺，包括R6工艺、Lurgi综合工艺和Chemetics综合工艺。
综合工艺二氧化氯系统的示意图示于图6中。虽然本领域技术人员将认识到几个已知变量，但是综合工艺厂一般包括三个主要组成部分：氯酸盐电解系统、二氧化氯生成系统和盐酸合成系统。
在图6的实施方案中，使氯化钠水溶液734通过氯酸盐池736，其中部分氯化钠电解形成氯酸钠。所得的氯酸钠和氯化钠的水溶液可原样进料至二氧化氯产生器710，氯化钠回收作为二氧化氯产生器710和氯酸盐池736之间的静重。作为替代方案，氯酸钠可从氯酸盐池736中得到的氯酸钠和氯化钠的水溶液中结晶，并且结晶的氯酸钠形成水溶液用以送至二氧化氯产生器710，并且氯化钠被回收至氯酸盐池736中用以形成更多的氯酸钠。
重铬酸钠通常用来提高氯酸盐池736中的氯酸盐生产效率6。在将氯酸钠和氯化钠溶液送至产生器710的情况下，如在所述的实施方案中那样，也将溶解的重铬酸钠送至产生器。该重铬酸盐进料导致重铬酸钠的浓度增加，直到反应介质被重铬酸钠饱和并且重铬酸钠从反应介质中随氯化钠一起结晶。当沉淀的氯化钠被送至氯酸盐池时，其水溶液也将包含沉淀的重铬酸盐。因此，在氯酸盐池液体被送至产生器和重铬酸钠被用于氯酸盐池中的稳态条件下，反应介质相对于重铬酸钠饱和并且在氯酸盐池中所需的重铬酸钠与由产生器沉淀物形成的氯化钠溶液一起被进料至氯酸盐池中。
从氯酸盐池736得到的氯酸钠溶液经由管线738和740，在与管线726中的循环反应介质混合后到达再沸器742。在产生器710中形成的氯化钠从产生器710中的反应介质中沉淀出来并被作为含有来自产生器710的反应介质的浆料通过管线722移除。随后，该浆料通过分离器724，其中固相基本与液相分离，分离的液相通过管线726从分离器724中通过。氯化钠固体在经过洗涤除去夹带的反应介质(将来自后一步骤的洗涤水添加到管线26)后通过管线728到达氯化钠溶解器730，其中氯化钠溶解在通过管线732进给的水中以在管线734中形成其水溶液。
氯酸钠溶液在再沸器742中加热到所需的反应温度并通过管线744从中排出。管线744中的被加热的氯酸钠溶液与通过管线746进给的盐酸在将通过管线712号进给的反应物前送到二氧化氯产生器710之前进行混合。回收的溶解的氯化钠和重铬酸钠(如果存在的话)因在氯酸盐池中反应介质相对于氯化钠和重铬酸钠(如果使用的话)的饱和特性而立即从反应介质中结晶出来。
还从二氧化氯吸附器716中得到氯气并通过管线748将其从中移除。可在管线748中提供真空泵或其它合适的装置以在二氧化氯产生器710中保持负压。
在管线748中的氯气可与管线750中的额外氯气，例如来自碱氯池的氯气从而向连接氯化氢反应器754提供联合氯进料线752。
在氯酸盐池736中形成的氢气通过管线756前送至氯化氢反应器754，其中部分氢气与在管线752中进料的氯气反应以在管线758中形成氯化氢。作为替代方案，天然气可与氯反应形成氯化氢。
在氯酸盐池736中形成的氢气通过管线756前送至氯化氢反应器754，其中部分氢气与在管线752中进料的氯气反应以在管线758中形成氯化氢。
氯化氢通过氯化氢吸收器760，其中氯化氢被吸附在通过管线762进给的水中形成盐酸进料线746。过量的氢通过管线764排空。
因此，图6的实施方案将二氧化氯产生器与氯酸盐池整合以提供只需要氯、水和能量来生产二氧化氯和氢的系统。
上述工艺是Lurgi工艺的变化方案，其也显示在图7的简化示意图中。
Lurgi工艺的输入物包括氯气和水，整体反应采取以下形式：
Cl2+4H2O→2ClO2+4H2
参考图6的描述，氯酸钠由电解池和氯酸盐反应器中的水和盐产生，二者均通常显示为图7中的氯酸钠生产系统400。氯酸盐生产的总体反应根据下式进行：
NaCl+3H2O→NaClO3+3H2
其中氢405为副产物，其一部分410被送入盐酸合成系统420，其余的410被作为潜在的燃料源排空或捕获。氯酸钠在460处离开氯酸钠生产系统。
HCl合成系统420由氢气415生产HCl 450，从ClO2分离系统435回收Cl2430，并且外部进料的Cl2(未显示)被输入进料的水425稀释至合适的浓度。在系统中通过以下反应生产HCl：
H2+Cl2→2HCl
ClO2产生器440由HCl 450和NaClO3 455根据以下反应产生ClO2和Cl2(其在445处一起离开)：
2NaClO3+4HCl→2ClO2+Cl2+2NaCl+2H2O
产物HCl和未反应的NaClO3在465处离开ClO2产生器并送入氯酸钠生产系统400。
离开ClO2产生器的料流445包含ClO2，Cl2和水分。ClO2被吸收到进入ClO2分离系统435的冷水470中并在475处离开该系统。所述分离系统还包括用于分离供应至HCl系统420的Cl2 430的汽提塔。
图7所示的简化系统没有显示可优选包括的额外组件，如尾气洗涤系统和氯气洗涤系统用于从排空的H2中移除Cl2。对于本领域技术人员而言也很明显，综合工艺厂可优选位于伴生氯碱厂附近，该氯碱厂生产HCl或Cl2作为综合工艺的原料。
以上的二氧化氯生产综合工艺的实施例和说明表明，该综合工艺通常可根据图8所示的示意图表示。二氧化氯系统的主系统，即氯酸钠生产系统、HCl合成系统和一般以500表示的二氧化氯产生器。
系统的输入包括水505和Cl2或HCl 510(取决于系统的类型)。主系统500的输出包括ClO2和Cl2(以及水分)，其显示在515处。这些气体行进至ClO2分离系统520，其中ClO2被冷水525吸收并作为产物530离开系统。ClO2分离系统中分离的Cl2返回到主系统，在其中送入上述的HCl合成系统。在主系统500的电解池中产生的氢气显示在540处离开系统。
在本发明的一个优选实施方案中，使综合工艺二氧化氯系统适合于生产富氘水。如图9所示，一般的综合工艺二氧化氯厂可进行改进以包括催化同位素交换塔550。进入工厂的水505(优选软化水)初始进料至催化同位素交换塔550，在其中它与主系统产生的逆流流动的氢气540接触。从塔550排出并供应至主系统500的水505由于与氢气交换因而是富氘的。贫氘氢气560从交换塔的顶部排出。
由于氢气通过在涉及水505转化的电解池内的电解转化过程产生，所以前述的二氧化氯厂的适应有效地使所述厂以类似于CECE工艺的方式进行水的氘富集。显示在580处离开主系统的富集水可从工厂中的多个可能的地点提取。在一个优选实施方案中，从500中的氯酸盐生产系统内的电解池中的蒸汽提取作为冷凝物的富氘水。富氘水也可以从其它源例如从使用水-蒸汽洗涤器的氢气中收集，或者从电解池中收集(以及随后纯化去除化学杂质)的液体中收集。优选地，从系统中提取或收集的任何剩余的富氘水可返回系统。
如上面关于使氯酸盐厂适合于提供富氘水的本发明的前述实施方案所述，提取的水580中的氘浓度取决于氘在系统中的保持程度。
综合工艺系统的氘泄漏的主要的潜在源是在ClO2和Cl2流515内的水分中的氘损失。该氘离开在产物流530内的图9所示的系统。
在现代综合工艺厂中，ClO2和Cl2在料流515中通过防止ClO2的分压超过将发生ClO2显著分解的阈值的真空过程来得到。该阈值在本领域中已知为约8-10kPa。在一个典型的采用真空过程的现代工厂中，料流515中的总压可为约20kPa，其中的40％、40％和20％分别由ClO2、水蒸气和Cl2贡献。因此，如果包括冷凝步骤以提取料流515中的水分(和氘)，则ClO2的分压可能上升并超过分解阈值。
因此，在一个优选的实施方案中，包括冲洗系统570用于提取ClO2和Cl2流515内的水分中的氘。冲洗系统包括水-汽交换塔，通过该塔，料流515和外部源的水565(优选软化水)平衡并且在流料515中的水蒸气和水565之间进行氘交换。优选地，冲洗系统是大致等温的，冲洗水和由二氧化氯产生器提供的水蒸气之间的温度小于约10℃。所述塔优选填充耐ClO2和Cl2的材料。典型的填充材料可包括但不限于，TeflonTM、PVC和陶瓷。从等温冲洗系统570排出的水590供应至主系统500，在其中优选与富集水505一起添加并供应至HCl合成系统。
在一个优选实施方案中，水565是限制ClO2吸收的温水。优选的水的温度范围为约50～70℃。
众所周知，ClO2的稀释可以通过使用在真空系统中的水蒸汽或使用大气压力过程的空气来实现。本领域技术人员会认识到，在两种情况下，水清洗塔将以同样的方式在同样的温度下运行。本领域技术人员会认识到，可能需要不同尺寸的设备的差异，如利用化学工程原理所知晓或易于得到的。
在另一实施方案中，从等温冲洗系统中排出的水590被供应至催化同位素交换塔550，然后进入主系统500。优选地，水590在提供最佳氘提取的高度处添加至交换塔。
虽然前面的实施方案已经公开了用于生产氯酸盐和二氧化氯的涉及氯酸钠的改进系统，但是本领域技术人员将会认识到可在该工艺中使用其它金属，包括但不限于，钾和锂。
一般来说，本发明的实施方案提供一种分布式重水生产系统，其中在远程工厂中生产氘浓度增加的水，运到中央重水工厂，并作为进料水供应至中央工厂。存在可用于生产氘增加的进料水的多种氢源。
在平衡时，送入远程工厂中的催化交换塔的水可以包含为等摩尔量氢的至多约三倍的氘(其中分离因子为约3)。可以在任意的生产氘浓度增加的进料水的分布式位置处有利地利用这个性质，并优选在地理远程工厂旁生产额外氢流的位置处。进入远程工厂的部分水可用于从全部或部分的额外氢流中提取额外的氘，从而氘产量可潜在地增加至显著的因子。预计可以实现大于约1.5的因子，虽然约3的因子在理论上是可能的(再次，基于典型的分离因子～3)。换句话说，如果一个氢源来自于水，额外的氘可从一个或更多个额外氢流中收集以增加重水产量，根据会被转换为氢的不超过约三分之二的水用来从额外氢流中收集氘的限制。不可避免地，其余三分之一(由1/α设定，其中α是催化交换塔中液态水和氢气之间的平衡氘氢比(即分离因子))必须用于从通过水-氢转化产生的氢流中汽提氘。
分离因子α进一步解释如下。本领域技术人员公知，氘和氕对于不同的化学物质具有不同的亲和力并且亲和力通常是温度敏感的。因此，与氢平衡的水将包含比氢更多的氘，其范围为25℃的约3.3倍～200℃的2.0倍。盖增加的亲和力通常称为平衡或分离因子α。
分离因子的作用是基于同位素交换过程的。这也限制了工艺设计。所以在水-氢交换的情况下，实际温度约60℃的水可以吸收逆流氢流的氘量为水流的3倍(以摩尔计)。在较大的氢流的情况下，其氘含量超过水流的容量，并且其氘含量将不主要保留在过程内。为了避免在水和氢之间传递氘所必需的交换催化剂的体积过量，逆流物质之比通常设计为稍低于最大可能的氢水比。
优选地，生产额外氢流的厂位于远程工厂附近。其他氢源的例子包括蒸汽甲烷重整器、设置为从任意含碳物质的反应生产氢的气化器、生产氨和甲醇的工厂以及石油精炼厂。这种改进可以通过将额外的氢添加到来自远程工厂的氢流中来实现，但更通常是通过将供应至远程工厂的水分成两个流并使用部分来从工程生产的氢中提取氘和使用一部分来从额外的氢流中提取氘来实现。在前一种情况下，额外氢气优选与来自远程工厂的氢气流在同位素交换塔中的额外的氢的氘浓度与氢流的氘浓度近似相等的适当位置处合并。在后一种情况下，两种具有富氘含量的水流合并以向工厂提供水进料。
图10示出本发明的一个特定实施方案，其中将额外氢源提供给与远程电解工厂一起使用的催化交换塔。如图所示，将相邻独立产生的氢的额外源加入催化交换塔中的最佳位置处(如上所述)。
该系统包括具有电解池600的远程工厂，所述电解池600产生氢气流605。天然水610以逆流方式下进料至同位素交换塔615，其中从氢中汽提氘，并随后送入富集同位素交换塔620，在其中通过氢气流605得到富集。从汽提塔流下的水通过存在额外氢气源625得到进一步富集，所述氢气源通过不涉及水转化的过程630产生。氘浓度增加的进料水在640处得到并被运送至中央CECE工厂(未显示)，优选具有来自其它地理分布式工厂的一个或更多个额外增加的进料流。
正如上面所讨论的，一个替代实施方案包括将进料水分成两个单独的流，如图11所示，其中第一流向下通过第一催化交换塔，在其中与工厂中产生的氢接触并逆流流动，第二流向下通过第二催化交换塔，在其中与来自额外氢源的氢接触并逆流流动。在该实施方案中，两个流优选合并并送入第三同位素交换塔，在其中与工厂中产生的氢接触并逆流流动，然后送入工厂作为进料水。在该实施方案中，工厂中产生的氢气首先供应至第三塔，然后供应至第一塔。
图11所示的该实施方案中，额外且分离的氢源630为远程制氢厂提供额外的氘源。如图所示，远程工厂产生的作为料流605的氢通过交换塔620被部分汽提氘。氢流606的大部分剩余氘含量在交换塔615中进行汽提，如前述实施方案所述。然而，交换塔615的汽提功能是通过降低料流612降低的水流量实现的。剩余的过程进料水作为料流611进入，在其中其能够利用塔631中的交换催化剂从料流625中的分离氢源中提取额外的氘。现在略微富集氘的作为料流613的水与作为料流614离开塔615的水在两个料流的氘浓度近似相等的位置处结合。
如上所述，因为水的氘容量由分离因子α设定，所以通过塔615的水流612必须至少为氢流606的三分之一(1/α)。因为料流606中的氢摩尔流量等于料流616中的水的摩尔流量，所以流611中的水的流量不能超过流614的流量的两倍。事实上，为了避免在塔615中存在过量的交换催化剂，来自交换塔631的水流量必须低于由分离因子设定的上限。
在另一实施方案中，可将额外氢源添加至中央CECE厂的同位素交换塔，该厂还供应有氘浓度增加的进料水。该实施方案示于图12中，其中所示的CECE过程是中央CECE厂的第一级(即富集流640成为送入图中未示出的第二CECE级的输入进料)。如图10所示，将额外氢源625添加至汽提塔615。在图中所示的优选实施方案中，来自一个或更多个分布式制氢厂的预富集水650被加入富集塔620。
已经给出本发明的优选实施方案的前述说明以表明本发明的原理，并且本发明不限于所示的特定实施方案。本发明的范围意图被包括在所附权利要求书及其等同方案内的所有实施方案限定。

Claims (53)

1.一种生产重水的方法，包括以下步骤：
在中央重水厂处接收从一个或更多个地理远程制氢厂输送至所述中央重水厂的具有增加的氘浓度的预富集水，所述预富集水在所述一个或更多个地理远程制氢厂中的每一个处生产；
提供所述预富集水作为用于所述中央重水厂的进料水；和
在所述中央重水厂中生产重水。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述预富集水在所述一个或更多个远程厂的每个厂中通过如下方式生产：在同位素交换塔中使进料水与所述每个厂内的制氢过程生产的氢气的接触；将从所述同位素交换塔中排出的水供应至所述每个厂；以及从所述每个厂内提取具有增加的氘浓度的预富集水。
3.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，还包括将所述具有增加的氘浓度的预富集水从所述一个或更多个地理远程制氢厂运送到所述中央重水厂。
4.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，还包括在所述一个或更多个地理远程制氢厂中生产所述具有增加的氘浓度的预富集水。
5.根据权利要求1-4中任一项所述的方法，其中所述制氢过程使供应至所述每个厂的所述水进一步富集。
6.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中所述远程厂中的至少一个包括具有第一制氢过程的第一级和具有第二制氢过程的第二级，并且其中在所述远程厂中的至少一个中通过以下步骤生产所述具有增加的氘浓度的预富集水：
在第一同位素交换塔中使进料水与通过所述第一制氢过程产生的氢气接触；
将从所述第一同位素交换塔中排出的水供应至所述第一制氢过程；
从所述第一制氢过程中提取具有增加的氘浓度的水；
在第二同位素交换塔中使从所述第一制氢过程中提取的所述水与通过所述第二制氢过程产生的氢气接触；
将从所述第二同位素交换塔中排出的氢加入到进入所述第一同位素交换塔的氢中；
将从所述第二同位素交换塔中排出的水供应至所述第二制氢过程；和
从所述第二制氢过程提取具有增加的氘浓度的预富集水。
7.根据权利要求1-6中任一项所述的方法，其中所述中央重水厂是联合电解和催化交换厂。
8.根据权利要求1-6中任一项所述的方法，其中所述中央重水厂是哥德勒硫化物厂。
9.根据权利要求8所述的方法，其中所述具有增加的氘浓度的预富集水在所述哥德勒硫化物厂中的内部氘浓度约等于所述预富集水中的氘浓度的位置处供应至所述哥德勒硫化物厂。
10.根据权利要求8所述的方法，其中所述哥德勒硫化物厂适合在所述哥德勒硫化物厂的最后一级中包括额外的水蒸馏或联合电解和催化交换单元。
11.根据权利要求1-10中任一项所述的方法，其中所述具有增加的氘浓度的预富集水从所述一个或更多个远程厂中的至少一个作为来自电解池的冷凝物提取。
12.根据权利要求1-11中任一项所述的方法，其中所述一个或更多个远程厂适合防止或减少氘浓度升高的水的泄漏。
13.根据权利要求1-12中任一项所述的方法，其中通过所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个生产具有增加的氘浓度的预富集水是利用联合工业重整器和催化交换工艺实现的。
14.根据权利要求1-13中任一项所述的方法，其中通过所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个生产具有增加的氘浓度的预富集水是利用联合电解和催化交换工艺或其变体来实现的。
15.根据权利要求1-14中任一项所述的方法，其中所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个是水电解厂。
16.根据权利要求1-15中任一项所述的方法，其中所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个是氯酸盐厂。
17.根据权利要求1-16中任一项所述的方法，其中所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个是二氧化氯综合工艺厂。
18.根据权利要求1-17中任一项所述的方法，其中汇集来自具有类似的氘浓度的所述一个或更多个地理远程制氢厂的具有增加的氘浓度的预富集水源以向所述中央厂提供单一的预富集进料水源。
19.根据权利要求1-17中任一项所述的方法，其中来自所述一个或更多个地理远程制氢厂中每一个的具有增加的氘浓度的预富集水的至少一个源被注入所述中央重水厂的同位素交换塔内的位置，在所述位置处实现所述重水的产率相对于通过将所述具有增加的氘浓度的水注入到所述同位素交换塔的顶部所得产率的提高。
20.根据权利要求7所述的方法，其中所述联合电解和催化交换厂包括汽提同位素交换塔和富集同位素交换塔，其中进料水与所述中央厂内生产的氢在所述汽提同位素交换塔中接触，并且其中从所述汽提同位素交换塔排出的水和所述具有增加的氘浓度的预富集水在所述富集同位素交换塔内与在所述中央厂内生产的所述氢接触。
21.根据权利要求2-20中任一项所述的方法，其中在所述一个或更多个制氢厂中的至少一个中，所述进料水在所述同位素交换塔中还与额外氢气源接触。
22.根据权利要求21所述的方法，其中来自所述额外氢气源的氢气和来自所述制氢过程的氢气进行合并并进料到所述同位素交换塔的合适中间位置。
23.根据权利要求21和22中任一项所述的方法，其中从所述同位素交换塔中排出的所述水在供应至所述一个或更多个制氢厂中的至少一个之前，在第二同位素交换塔中与通过所述制氢过程生产的所述氢气进一步接触。
24.根据权利要求21所述的方法，其中来自所述额外氢气源的氢气和来自所述制氢过程的所述氢气在所述同位素交换塔中的所述额外氢气源的氘浓度与来自所述制氢过程的所述氢气的氘浓度大致相等的合适位置处合并。
25.根据权利要求21所述的方法，其中来自所述额外氢气源的所述氢气在所述同位素交换塔内的中间高度处注入。
26.根据权利要求25所述的方法，其中所述中间高度选择为获得最佳的所述进料水的富集。
27.根据权利要求21所述的方法，其中将待转化为氢的少于约(1-1/α)的所述进料水的部分用来从所述额外氢气源中收集氘，其中α为所述催化交换塔中液体水和氢气之间的平衡氘氢比。
28.根据权利要求1-17中任一项所述的方法，其中所述同位素交换塔为第一同位素交换塔，并且其中所述预富集水在所述一个或更多个远程厂中的至少一个中通过将进料水分成第一进料水流和第二进料水流来生产，其中所述第一进料水流在所述第一同位素交换塔中与第一氢气流接触并逆流流动，并且其中所述第二进料水流在第二同位素交换塔中与第二氢气流接触并逆流流动，并且其中从所述第一和第二同位素交换塔中排出的水被收集并进料到第三同位素交换塔中以在其中与所述第一氢气流接触并逆流流动，所述第一氢气流首先供应至所述第三同位素交换塔，随后供应至所述第一同位素交换塔，在此从所述第三同位素交换塔中排出的水被供应至所述工厂内的制氢过程，其中所述制氢过程使从所述同位素交换塔中排出的水进一步富集，并且其中所述第一氢气流通过所述制氢过程生产，并且所述第二氢气流通过额外氢气源提供。
29.一种用于生产重水的系统，包括：
一个或更多个地理远程制氢厂，其适合生产具有增加的氘浓度的预富集水，其中所述一个或更多个远程厂中的每个厂均包括同位素交换塔，其中所述每个厂适合：
在所述同位素交换塔中使进料水与通过所述每个厂中的制氢过程产生的氢气接触；
将从所述同位素交换塔中排出的水供应至所述每个厂；和
从所述每个厂内提取具有增加的氘浓度的预富集水；
中央重水厂，其中所述中央重水厂配置为接收所述具有增加的氘浓度的预富集水作为进料水；和
将所述具有增加的氘浓度的预富集水运送至所述中央重水厂的装置。
30.根据权利要求29所述的系统，其中所述制氢过程还使供应至所述每个厂的所述水进一步富集。
31.根据权利要求29和30中任一项所述的系统，其中所述远程厂中的至少一个包括第一级和第二级，其中所述第一级包括第一制氢过程和第一同位素交换塔，其中所述第二级包括第二制氢过程和第二同位素交换塔，并且其中所述远程厂中的所述至少一个适合：
在所述第一同位素交换塔中，使进料水与通过所述第一制氢过程生产的氢气接触；
将从所述第一同位素交换塔中排出的水供应至所述第一制氢过程；
从所述第一制氢过程中提取具有增加的氘浓度的水；
在所述第二同位素交换塔中，使从所述第一制氢过程中提取的所述水与通过所述第二制氢过程生产的氢气接触；
将从所述第二同位素交换塔中排出的水供应至所述第二制氢过程；和
从所述第二制氢过程提取具有增加的氘浓度的预富集水。
32.根据权利要求29-31中任一项所述的系统，其中所述中央重水厂是联合电解和催化交换厂。
33.根据权利要求29-31中任一项所述的系统，其中所述中央重水厂是哥德勒硫化物厂。
34.根据权利要求33所述的系统，其中所述具有增加的氘浓度的预富集水在所述哥德勒硫化物厂中的内部氘浓度约等于所述预富集水中的氘浓度的位置处供应至所述哥德勒硫化物厂。
35.根据权利要求33所述的系统，其中所述哥德勒硫化物厂适合在所述哥德勒硫化物厂的最后一级中包括额外的水蒸馏或联合电解和催化交换单元。
36.根据权利要求29-35中任一项所述的系统，其中所述具有增加的氘浓度的预富集水从所述一个或更多个远程厂中的至少一个作为来自电解池的冷凝物提取。
37.根据权利要求29-36中任一项所述的系统，其中所述一个或更多个远程厂中的所述至少一个适合防止或减少氘浓度升高的水的泄漏。
38.根据权利要求29-37中任一项所述的系统，其中所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个是联合工业重整器和催化交换厂。
39.根据权利要求29-38中任一项所述的系统，其中所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个是联合电解和催化交换厂或其变体。
40.根据权利要求29-39中任一项所述的系统，其中所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个是水电解厂。
41.根据权利要求29-40中任一项所述的系统，其中所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个是氯酸盐厂。
42.根据权利要求29-41中任一项所述的系统，其中所述一个或更多个地理远程制氢厂中的至少一个是二氧化氯综合工艺厂。
43.根据权利要求29-42中任一项所述的系统，其中汇集来自具有类似的氘浓度的所述一个或更多个地理远程制氢厂的具有增加的氘浓度的预富集水源以向所述中央厂提供单一的预富集进料水源。
44.根据权利要求29-42中任一项所述的系统，其中所述中央重水厂适合在所述中央重水厂的同位素交换塔内的位置处从所述一个或更多个地理远程制氢厂中的每一个接收具有增加的氘浓度的水的至少一个源，在所述位置实现所述重水的产率相对于通过将所述具有增加的氘浓度的水注入到所述同位素交换塔顶部得到的产率的提高。
45.根据权利要求29-42中任一项所述的系统，其中所述联合电解和催化交换厂包括汽提同位素交换塔和富集同位素交换塔，其中进料水与所述中央厂内生产的氢气在所述汽提同位素交换塔中接触，并且其中从所述汽提同位素交换塔排出的水和所述具有增加的氘浓度的预富集水在所述富集同位素交换塔中与在所述中央厂内生产的所述氢气接触。
46.根据权利要求29-42中任一项所述的系统，其中所述一个或更多个远程厂中的至少一个还适合使所述进料水在所述同位素交换塔中还与额外氢气源接触。
47.根据权利要求46所述的系统，其中所述一个或更多个远程厂中的所述至少一个还适合将来自所述额外氢气源的氢气与来自所述制氢过程的氢气合并以及将所述合并的氢气进料到所述同位素交换塔的合适中间位置。
48.根据权利要求46和47中任一项所述的系统，其中所述一个或更多个远程厂中的所述至少一个还适合在将从所述同位素交换塔中排出的水进料至所述制氢过程之前，使从所述同位素交换塔中排出的水在第二同位素交换塔中与通过所述制氢过程生产的所述氢气接触。
49.根据权利要求46所述的系统，其中所述一个或更多个远程厂中的所述至少一个还适合将来自所述额外氢气源的氢气和来自所述制氢过程的氢气在所述同位素交换塔中的合适位置处合并，在所述位置处所述额外氢气源的氘浓度与来自所述制氢过程的所述氢气的氘浓度大致相等。
50.根据权利要求46所述的系统，其中所述一个或更多个远程厂中的所述至少一个还适合将来自所述额外氢气源的氢气在所述同位素交换塔内的中间高度处注入。
51.根据权利要求50所述的系统，其中所述中间高度选择为获得最佳的所述进料水的富集。
52.根据权利要求46所述的系统，其中将待转化为氢的少于约(1-1/α)的所述进料水的部分用来从所述额外氢气源中收集氘，其中α为所述催化交换塔中液体水和氢气之间的平衡氘氢比。
53.根据权利要求29-42中任一项所述的系统，其中所述同位素交换塔为第一同位素交换塔，其中所述一个或更多个远程厂中的至少一个适合将进料水分成第一进料水流和第二进料水流，其中所述第一进料水流在所述第一同位素交换塔中与第一氢气流接触并逆流流动，并且其中所述第二进料水流在第二同位素交换塔中与第二氢气流接触并逆流流动，并且其中从所述第一和第二同位素交换塔中排出的水被收集并且进料到第三同位素交换塔中以在其中与所述第一氢气流接触并逆流流动，所述第一氢气流首先供应至所述第三同位素交换塔，随后供应至所述第一同位素交换塔，在其中从所述第三同位素交换塔中排出的水被供应至所述工厂内的制氢过程，其中所述制氢过程使从所述同位素交换塔中排出的水进一步富集，并且其中所述第一氢气流通过所述制氢过程生产，并且所述第二氢气流通过额外氢气源提供。
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