专利名称：一种重氧水分离装置间歇生产超轻水的方法及其装置的制作方法
技术领域：
本发明涉及稳定性同位素分离技术领域，更具体地涉及一种可在连续生产 重氧水的同时间歇生产超轻水的同位素分离装置及其采用该装置的分离方法。
背景技术：
自然界中的水分子是由2个氢原子和1个氧原子组成0120)，氢元素有氕 ('H)、氖CH即D)两种稳定性同位素和氚(3H即T)一种放射性同位素，天然丰度 分别是99.985%、 0. 015%(150ppm)，氚天然丰度极低不到十亿分之一；氧元素 有氧-16(160)、氧-17(170)、氧-18(180)三种稳定性同位素，天然丰度分别是 99.76%、 0.04%、 0.2%。由两个氢原子和一个氧原子可以构成多种稳定性同位 素水分子，它们以不同比例存在于天然水中。
重氧水是指氧-18元素与普通氢元素构成的水，主要应用于生物体代谢、 药物合成步骤控制、环境科学和水文地质学、化学链特性和化学反应机理等方 面的研究，还可以作为核医学诊断试剂广泛应用于核医学诊断技术领域，尤其 是PET(正电子发射断层显像)显像剂的合成。
超轻水又称低氖水或贫氘水，是指水中氘的丰度低于天然丰度(150ppm)的 水，其英文名称是Deuterium D印leted Water,简称为DDW，主要用于制 备高纯度気气、核磁共振溶剂和防治癌症等疾病及保健的饮用水等。
目前，重氧水的制备方法及其装置主要有水精馏法、低温精馏法、化学 交换法、热扩散法等，工业生产以水精馏法为主。其中，水精馏法生产重氧水， 是以天然水为原料，经多级塔级联(串联或串/并联)分离氧同位素，在末级级 联塔的底部获得重氧水产品。
目前，超轻水的制备方法，曾经报道了硫化氢双温交换法和离心分离法。
当采用硫化氢双温交换法生产超轻水时，利用硫化氢和水之间的同位素交 换反应，采用冷塔和热塔多级级联串接的方式实现重氢和超重氢的分离，液体 原料水从冷塔顶部进入，自上而下流过冷、热交换塔；气体物料硫化氢从冷热塔之间加入，并在冷热塔中自下而上的进行循环，在交换塔中与液体物料形成 对流，冷塔中重组分通过化学交换向液相转移而在液相中浓集，在冷塔底部液 相中重组分的浓度达到最大值；浓縮了重组分的液体物料在流过热塔时再与上 行的气体发生化学交换，重组分又向气相转移，从热塔排出的液相物料进入脱 气塔脱除硫化氢后即得降低了重氢含量的制成品。所得到的超轻水氘含量在 135ppm以下。
当采用离心分离法生产超轻水时，采用高温反应蒸汽锅炉、真空精馏塔和 高速离心分离器得到超轻水，高温反应蒸汽锅炉通过蒸汽导管与真空精馏塔下 部的液相区连通；真空精馏塔自上而上为真空缓冲区、气相区、液相区和浓縮 区；气相区和液相区安装有铜质波纹板；真空精馏塔设有真空调节器；真空精 馏塔底部的浓縮区下部通过导流管与高温反应蒸汽锅炉连接，以形成循环；真 空精馏塔顶部的真空缓冲区处通过气体导管与高速离心分离器连接。所得到的 超轻水氘含量在135ppm以下。
目前，国内外均没有采用同位素分离装置同时连续分离重氧水和间歇分离 超轻水的相关报道，更没有可以同时获得重氧水和特定浓度超轻水的方法及其 装置。
发明内容
本发明的目的在于提供一种同时获得重氧水和特定浓度超轻水的方法。 本发明的第二目的在于提供一种同时获得重氧水和特定浓度超轻水的装置。
本发明的第三目的在于提供一种本发明的装置的用途。
本发明中第一方面提供一种重氧水分离装置间歇生产超轻水的方法，包括 如下步骤
(a) 提供天然水原料(S。)，所述原料(S。)进入级联精馏装置(1)，其中，所 述级联精馏装置(1)由多级精馏塔(L) (TJ连接而成，且n为3 10之间的整 数；
(b) 所述天然水原料(S。)在所述级联精馏装置(1)中分别或交替进行以下步
骤(i) 在多级精馏塔(T,) (Tn)中进行级联精馏，在所述第一级精馏塔(TO 中进行部分回流或零回流操作，从而在末级精馏塔(TJ的底部获得重氧水产品 (S4);
(ii) 在所述第一级精馏塔(Tj中进行全回流操作，从而在第一级精馏 塔(T,)的顶部获得氘丰度在0. 2ppm 125卯m之间的超轻水(S3)，在末级精馏塔 (Tn)的底部获得重氧水产品(S4)。
本发明第二方面提供一种用于间歇生产超轻水的重氧水分离装置，其包
括
级联精馏装置(l)，所述级联精馏装置(1)由多级精馏塔(T,) (T》连接而 成，n为3 10之间的整数；
其中所述各级精馏塔(T》外设置回流液储罐(2)，其中，所述回流液储罐(2) 接受第一级精馏塔(T,)的顶部获得的冷凝液(S,)，并通过液体输送泵(3)向所述 第一级精馏塔(T,)输入回流液(S2)。
本发明第三方面提供一种本发明所述的装置同时制备超轻水和重氧水的用途。
图1为本发明的同位素分离装置的一个实施例以及采用该装置制备重氧水 和超轻水的工艺流程图。 图中标号说明如下
1. 重氧水分离装置
2. 回流液储罐
3. 液体输送泵
S。-天然水原料；S,-塔顶的冷凝液；S2-回流液；S3-回流液储罐采出的超轻 水产品；Sf塔底产出的重氧水；
T「第一精馏塔；T2-第二精馏塔；TV,-第(n-l)级精馏塔；Tn-第n级精馏塔； n为正整数
E,-第一冷凝器;E厂第二冷凝器;E2 -3-第(n-l)级冷凝器;E2n-,-第n级冷凝 器；n为正整数E2-第一再沸器；E4-第二再沸器；E^2-第(n-l)级再沸器；^-第n级再沸 器；n为正整数。
图中省略号代表各级级联的精馏塔及相关的冷凝器和再沸器。
具体实施例方式
发明人经过广泛而深入的研究，通过改进制备工艺，获得了一种同位素分 离装置，该装置在连续生产重氧水的同时，间歇生产超轻水的方法，该方法利 用稳定性同位素水精馏的特性，通过改变生产操作工艺参数和条件，将重氧水 生产过程中排放的余液转变为超轻水产品，用一套装置同时生产重氧水和超轻 水二种产品。本发明与现有超轻水生产技术相比，具有节省投资、降低成本、 操作简便易行等优点，同时避免了原有生产中余液的排放，加强了水资源的综 合利用，增强了重氧水和超轻水产品的市场竞争力。在此基础上完成了本发明。
本发明的构思如下
本发明采用的技术方案是利用稳定性同位素水精馏分离过程中，水中的 氢同位素和氧同位素同时被分离以及氢同位素较氧同位素容易分离的特性，通 过改变重氧水分离装置的操作条件，将重氧水生产过程中第一级精馏塔顶部的 排放物转变为超轻水，在连续生产重氧水的同时间歇产出超轻水。本发明的重 氧水分离装置， 一般由多级(L T。，通常为3 10级)级联(串联或串/并联)精 馏塔组成，采用重氧水分离装置第一级塔的特定操作条件，可以间歇生产氖丰 度为0.2ppm 125ppm的超轻水，同时采出重氧水。在此生产过程中，水中的 氧同位素在级联装置中不断地被分离，氢同位素也同时被分离，在第一级塔的 顶部可获得被剥淡了重氢的水，最后一级塔的底部则获得富集了重氧的水。改 变重氧水分离装置操作条件，可以在连续生产重氧水的同时，间歇生产超轻水 产品。
本文中，"天然水原料"包括自来水、纯净水、矿泉水、蒸馏水、天然水 或其组合。
本文中，"级联精馏装置内的持液量"是指级联精馏装置中多级精馏塔
(T,) (Tn)及相关冷凝器(EO (E^,)、再沸器(E2) (E2n)的持液量的总和。本文中，"级联精馏装置分离能力系数"是指级联精馏装置的特性参数， 与级联精馏装置理论塔板数相关，根据实验结果标准测定，当级联精馏装置理
论塔板数为2500 4000时，级联精馏装置分离能力系数A为100 180。 本文中，"分离系数"是指H20/D20的分离系数。 本文中，"回流量"是指回流液S2的流量。
本文中，"全回流时间"是指本发明的步骤(ii)中所述第一级精馏塔(T,) 中进行全回流操作的时间。
以下对本发明的各个部分进行详述 级联精馏装置
本发明的级联精馏装置由多级精馏塔(T,) (T。)连接而成，且n为3 10 之间的整数。精馏塔级间串联，每一级精馏塔可以是一个塔，也可以由多个塔 并联组成。根据需要，其精馏级数可以多于10级。
所提供天然水原料(S。)进入所述级联精馏装置(1)。
回流操作
所述天然水原料(S。)在上述级联精馏装置(1)中分别进行以下步骤
(i) 在多级精馏塔(T,) (TJ中进行级联精馏，在所述第一级精馏塔(L) 中进行部分回流或零回流操作，从而在末级精馏塔(Tn)的底部获得重氧水产品
(S4);
(ii) 在所述第一级精馏塔(Tl)中进行全回流操作，从而在第一级精馏 塔(T,)的顶部获得氘丰度在0. 2ppra 125卯m之间的超轻水(S3)，在末级精馏塔 (Tn)的底部获得重氧水产品(S4)。
其中，步骤(i)为部分回流或零回流步骤，步骤(ii)为全回流步骤。 步骤(i)部分回流或零回流
步骤(i)为部分回流或零回流步骤，其具体参数没有具体限制，只要可以 获得所需的重氧水产品即可。
所述步骤(i)为传统的重氧水产品制备方法，因此，所述步骤(i)的塔压、 温度、级联流量、加热量、冷凝量可以参照传统的重氧水分离参数，其选用的范围可以由本领域技术人员参照工艺手册或厂家标准而选定。其他参数(包括 是否采用部分回流或是零回流)可以根据传统的重氧水分离方法的参数而定。
步骤(ii)全回流
所述步骤(ii)中，在所述第一级精馏塔(T,)中进行全回流操作，从而在第
一级精馏塔(T,)的顶部获得氘丰度在0. 2ppm 125ppm之间的超轻水(S3)，在末 级精馏塔(Tn)的底部获得重氧水产品(S4)。
具体地，在所述步骤(ii)的全回流操作中，所述第一级精馏塔(T》外还设 置回流液储罐(2)，所述回流储液罐(2)中进行如下回流操作所述第一级精馏 塔(T》的顶部的冷凝液(S》进入所述回流液储罐(2)，并在回流液储罐(2)进行 停留，获得储液；所述储液经过回流得到回流液(S2)，且回流液(S2)通过液体 输送泵(3)返回所述第一级精馏塔(T,)。全回流操作进行了所需时间后，从回流 液储罐(2)中采出的储液即为超轻水产品(S3)。
在一个具体实施方式
中，所述第一级精馏塔(T,)的顶部设置冷凝器(E,)， 其中冷凝液(S》是所述冷凝器(E》中冷凝后得到的液体。
本发明人利用了级联不稳定过程的特性，通过分别或交替进行的部分回流 步骤和全回流步骤获得所需的重氧水和特定浓度的超轻水。具体地，本发明人 是通过广泛的实验研究和对物料平衡及传质过程推导，发现了重氧水级联装置 生产操作参数与超轻水产品氘丰度的关联，并根据该关联而根据所需产品调节 工艺参数。所述关联经验公式如下X:超轻水产品中氘的丰度，ppm;
X0:原料(S。)中氖的丰度，ppm;
H:生产量即回流液储罐(2)内的液量，kg;
H。级联装置内的持液量，kg;
A:系数，与级联装置分离能力有关，当级联装置的理论塔板数达到2500
4000时，A=100 180; a :分离系数； L:回流量，kg/hr;
t:间歇生产的时间(即全回流操作时间)，hr。
由关联式(l)可知，氘丰度的变化与级联分离装置的持液量、理论塔板数、 生产操作工矿、生产量(即回流液储罐内的液量)、生产时间(即全回流运行时 间)、回流量有关。改变重氧水分离装置的操作条件，将重氧水分离装置的第 一级精馏塔，由原来的部分回流改为全回流操作，此时系统没有进料、塔顶没 有排放物，回流液流经回流液储罐返回塔内，在塔内，水中的氢同位素和氧同 位素同时被分离，在第一级塔的顶部区域获得剥淡了氘的超轻水，最后一级塔 的底部区域获得富集氧-18的重氧水。对于已有的重氧水分离装置，生产操作 工矿确定后，通过改变间歇生产时间和生产量，可以获得0.2卯ra 125ppm范 围不同氘丰度的超轻水产品。
轻组份(氢同位素中的気和氧同位素中的氧-16)不断地往塔顶富集，重组 份(氢同位素中的氖和氧同位素中的氧-18)不断地往塔釜富集，在第一级精馏 塔的顶部可获得富集了氕和氧-16的水('H2160)，最后一级塔的底部则获得富集 了重氢和重氧的水(2H2180)。回流液储罐中的物料，随着全回流时间的增加，氘 的丰度不断降低，氘丰度下降的速度与分离装置的分离效率、生产操作工矿、 回流液在储罐中的停留时间、回流量有关，对于已有的重氧水分离装置，生产 操作工矿确定后，回流液在储罐中的停留时间越短(即回流液储罐中持液量越 少)，回流液中氖丰度下降越快，通过改变全回流运行时间和回流液在储罐中 的停留时间，可以在回流液储罐中获得0.2ppra 125卯m范围不同氘丰度的超 轻水，根据不同的氘丰度的需求间歇采出回流液储罐中的超轻水。
本发明采用全回流操作制备超轻水，与重氧水分离装置的进料位置无关， 并且制备重氧水需要的理论塔板数比超轻水多，因此凡是采用水精馏法制备重氧水的各种分离装置均能采用本发明技术间歇制备超轻水。
本发明还提供优选的实施方式，调节级联分离装置的生产操作压力、回流 量、生产量(即回流液储罐内的液量)、生产时间(即全回流运行时间)，而获得 不同氘丰度的产品。所述具体调节方式对于本领域技术人员是已知的。例如， 通过固定其余参数，而调节其中一个或多个参数而获得相应标准工作曲线，并 根据标准工作曲线可确定如何调节参数。
具体地，调节级联分离装置的生产操作压力，从而改变H20/D20的分离系 数，来调节超轻水(S3)中的氖的丰度。
具体地，在所述步骤(ii)的全回流操作中，通过调节式(l)的全回流时间 的参数t来调节超轻水(S3)中的氘的丰度。在一优选实施方式中，步骤(ii)的 全回流时间调节为4小时 400小时。
具体地，在所述步骤(ii)的全回流操作中，不同的级联精馏装置，其分离 能力系数A不同。因此也可以通过选用具有不同的分离能力系数A的级联精馏 装置，而达到调整超轻水浓度的效果。优选地，采用以下参数级联精馏装置 分离能力系数A为100 180(级联精馏装置的理论塔板数为2500 4000)。
具体地，在所述步骤(ii)的全回流操作中，可以通过调节回流液储罐(2) 内的储液量调节超轻水(S3)中的氘的丰度。所述级联分离装置的持液量是指级 联精馏装置中多级精馏塔(T,) (TJ及相关冷凝器(E》 (E2n—,)、再沸器(E2) (EJ的持液量的总和。在一个具体实施方式
中，通过调节所述冷凝液(S,)在回 流液储罐(2)的停留时间或调节回流液储罐(2)内的储液量，并进一步调节超轻 水(S》中的気的丰度。在一优选例中，所述冷凝液(SJ在回流液储罐(2)的停留 时间优选为0.5小时 10小时。在另一种具体实施方式
中，在所述步骤(ii) 的全回流操作中，通过调节回流液(S2)的流量进一步调节超轻水(S3)中的氘的 丰度。在一个优选实施例中，所述步骤(ii)的全回流操作中，回流液(S2)的流 量接近(±10%以S2流量计算)或等于(S,)的流量。
本发明的其他常规参数，例如塔压、温度、级联流量、加热量、冷凝量的 范围没有具体限制，只要不影响本发明根据式(l)调节参数即可。其选用的范
围可以根据工艺手册或厂家标准而选定。步骤(i)和步骤(ii)的工艺参数可以 相同，也可以不同。本发明还提供一种用于间歇生产超轻水的重氧水分离装置，其包括-
级联精馏装置(1)，所述级联精馏装置(1)由多级精馏塔(T,) (Tn)连接而 成，n为3 10之间的整数；
其中所述各级精馏塔(T》外设置回流液储罐(2)，其中，所述回流液储罐(2) 接受第一级精馏塔(T,)的顶部获得的冷凝液(S,)，并通过液体输送泵(3)向所述 第一级精馏塔(T》输入回流液(S2)。
所述重氧水分离装置中，级联精馏装置包括多级精馏塔(T,) (Tn)，还可以 包括冷凝器(E,) (E2w)、再沸器(E2) (E^)。
优点
① 本发明用现有技术的重氧水分离装置同时生产超轻水，技术含量高，生产 成本低。
② 用一套装置通过调节工艺参数可以同时生产多种规格产品。
③ 将原有生产系统的排放物转变为超轻水产品，加强资源综合利用。
以下结合具体实施例，进一步阐明本发明。应理解，这些实施例仅用于说 明本发明而不用于限制本发明的范围。下列实施例中未注明具体条件的实验方 法，通常按照国家标准。若无国家标准，则按照常规条件，或按照制造厂商所 建议的条件。比例和百分比基于重量，除非特别说明。
除非另有定义或说明，本文中所使用的所有专业与科学用语与本领域技术 熟练人员所熟悉的意义相同。此外任何与所记载内容相似或均等的方法及材料 皆可应用于本发明方法中。
实施例1
以天然水为原料，氘丰度150ppm，以250kg/hr的流量进入第一级精馏塔， 第一级精馏塔的操作回流比为1，重氧水分离装置的理论塔板数4000块，A=180 ±10，分离装置的持液量800kg，各级精馏塔的操作压力为120mmHg(绝压)，塔 顶温度50°C 52°C，末级精馏塔底部重氧水产品采出量为5g/hr，氧-18丰度 大于95重量％。在回流液储罐中加入的天然水，使储罐中的物料总量达到1000kg，然后同 时停止第一级精馏塔的进料和塔顶采出，将第一级精馏塔由部分回流改为全回 流操作，第一级精馏塔顶部的冷凝液流经回流液储罐，用液体输送泵将回流液 输入塔内，回流量为500kg/hr，回流液储罐中物料的停留时间为2 hr，控制 全回流运行时间为100hr，回流液储罐中超轻水的氘丰度为2卯rn。
实施例2
以天然水为原料，氘丰度150ppm，以250kg/hr的流量从塔顶进入第一级 精馏塔，重氧水分离装置的理论塔板数4000块，A=180±10，分离装置的持液 量400kg，各级精馏塔的操作压力为70mraHg(绝压)，塔顶温度40°C 42°C ，末 级精馏塔底部重氧水产品采出量为2. 8g/hr，氧-18丰度大于95%。
在回流液储罐中加入天然水，使储罐中的物料量达到300kg，然后同时停 止第一级精馏塔的进料和塔顶采出，将第一级精馏塔改为全回流操作，第一 级精馏塔顶部的冷凝液流经回流液储罐，用液体输送泵将回流液输入塔内，回 流量为250kg/hr，此时回流液储罐中物料的停留时间为1.2 hr，控制全回流 运行时间为400hr，回流液储罐中超轻水的氘丰度为0.2 ppm。
实施例3
以天然水为原料，氘丰度150卯m，以500kg/hr的流量从塔顶进入第一级 精馏塔，重氧水分离装置的理论塔板数2500块，A=100±5，分离装置的持液量 800kg，各级精馏塔的操作压力为120mniHg(绝压)，塔顶温度50°C 52°C，末 级精馏塔底部重氧水产品采出量为4. 7g/hr，氧-18丰度大于98%。
在回流液储罐中加入天然水，使储罐中的物料量达到500kg，然后同时停 止第一级精馏塔的进料和塔顶采出，将第一级精馏塔改为全回流操作，第一 级精馏塔顶部的冷凝液流经回流液储罐，用液体输送泵将回流液输入塔内，回 流量为500kg/hr，此时回流液储罐中物料的停留时间为1 hr，控制全回流运 行时间为30hr，回流液储罐中超轻水的氘丰度为50 ppm。
实施例4
以天然水为原料，氘丰度150ppm，以100kg/hr的流量进入第一级精馏塔，第一级精馏塔的操作回流比为4,重氧水分离装置的理论塔板数2500块，A=100 士5，分离装置的持液量800kg，各级精馏塔的操作压力为lOOmmHg(绝压)，塔 顶温度46°C 48°C ，末级精馏塔底部重氧水产品采出量为4. 8g/hr，氧-18丰度 大于98%。
在回流液储罐中加入的天然水，使储罐中的物料总量达到4000kg，然后同 时停止第一级精馏塔的进料和塔顶采出，将第一级精馏塔由部分回流改为全回 流操作，第一级精馏塔顶部的冷凝液流经回流液储罐，用液体输送泵将回流 液输入塔内，回流量为500kg/hr，此时回流液储罐中物料的停留时间为8 hr， 控制全回流运行时间为60hr，回流液储罐中超轻水的氖丰度为85 ppm。
实施例5
以天然水为原料，氘丰度150卯m，以500kg/hr的流量从塔顶进入第一级 精馏塔，重氧水分离装置的理论塔板数4000块，A二180士10，分离装置的持液 量800kg，各级精馏塔的操作压力为760mmHg(绝压)，塔顶温度10(TC，末级精 馏塔底部重氧水产品采出量为10g/hr，氧-18丰度大于50%。
在回流液储罐中加入天然水，使储罐中的物料量达到1000kg，然后同时停 止第一级精馏塔的进料和塔顶采出，将第一级精馏塔改为全回流操作，第一 级精馏塔顶部的冷凝液流经回流液储罐，用液体输送泵将回流液输入塔内，回 流量为500kg/hr，此时回流液储罐中物料的停留时间为2 hr，控制全回流运 行时间为36hr，回流液储罐中超轻水的氖丰度为105 ppm。
实施例6
图1示出了本发明的实施例1 5所采用的同位素分离装置。 如图1所示，重氧水的生产方式是以天然水(S。)为原料，进入重氧水分离 装置1第一级精馏塔(T,),在T,的顶部排放重氧水余液(S3)，在末级精馏塔(Tn) 的底部获得重氧水产品(SJ，在连续生产重氧水的过程中，第一级精馏塔(T,) 部分回流操作(对于S。从塔顶进入第一级精馏塔的生产工艺，T,可以没有回流)， 改变第一级精馏塔(L)的操作条件，保持各级精馏塔的操作参数(塔压、温度、 级联流量、加热量、冷凝量等)不变，首先在回流液储罐2中加入一定设计量 的天然水，然后同时停止T,塔的进料(SfO)和塔顶采出(S3二0)，将T,塔由部分回流改为全回流操作，T,塔顶的冷凝液(S,)流经回流液储罐2，用液体输送泵3
将回流液(S2)输入塔内，回流液S2的流量接近S,的流量，在塔内，水中的氢同
位素和氧同位素同时被分离，轻组份(氢同位素中的氕和氧同位素中的氧-16) 不断地往塔顶富集，重组份(氢同位素中的氖和氧同位素中的氧-18)不断地往 塔釜富集，在第一级精馏塔的顶部可获得富集了氕和氧-16的水蒸汽，经冷凝 器(E,)冷凝后流入回流液储罐2(即超轻水)，最后一级塔的底部则获得富集了 重氢和重氧的水(即重氧水)，回流液储罐2中的物料，随着全回流时间的增加， 氘的丰度不断降低，氘丰度下降的速度与分离装置的分离效率、生产操作工矿、 回流量及回流液在储罐2中的停留时间有关，根据下式(l)调节氘的丰度 f =《—化—l)e尸' (1)
式中<formula>formula see original document page 16</formula>
X:超轻水产品中氘的丰度，ppra; X。天然水原料(S。)中氘的丰度，ppm; H:生产量即回流液储罐(2)内的液量，kg; H。级联精馏装置内的持液量，kg; A:级联精馏装置分离能力系数； a:分离系数； L:回流量，kg/hr; t:全回流时间，hr。
在另一具体实施方式
中，上述改变第一级精馏塔(T》的操作条件过程中， 也可以不用在回流液储罐2中注入一定量的天然水，而是首先停止T,塔的塔顶 采出(SfO)，此时回流液储罐2中的物料不断增加，达到一定的设计量时，再停止Tl塔的进料(S。K))，将T,塔由部分回流改为全回流操作。
在另一具体实施方式
中，对于现有技术的重氧水分离装置进行改造，生产 操作工况确定后，回流液在储罐2中的停留时间越短，回流液中氘丰度下降越 快，通过改变全回流运行时间(全回流时间优选4小时 400小时)和回流液 在储罐2中的停留时间(停留时间优选0. 5小时 10小时)，可以在回流液储罐 2中获得0. 2ppra 125ppm范围不同氘丰度的超轻水，根据不同的氖丰度的需求 间歇采出回流液储罐2中的超轻水。重复上述天然水(S。)进料以后的操作过程， 可以不断间歇生产超轻水。
所述的重氧水和超轻水是这样同时产出的-
由于重氧水分离难度大，用水精馏法制备重氧水的分离装置需要达到 2500 4000块理论塔板，通常由3 10级精馏塔级联(串联或串/并联)组成， 从投料到生产出产品一般需要的时间为5 10个月，因此重氧水生产均为连续 生产，而用水精馏法制备超轻水，较重氧水分离容易，其分离装置一般需要30 300块理论塔板，利用水精馏过程中氢同位素和氧同位素的分离特性，改变重 氧水分离装置的操作条件，将重氧水分离装置的第一级精馏塔，由原来的部分 回流改为全回流操作，此时系统没有进料、塔顶没有排放物，回流液流经回流 液储罐返回塔内，在塔内，水中的氢同位素和氧同位素同时被分离，轻组份(氢 同位素中的氕和氧同位素中的氧-16)不断地往塔顶富集，重组份(氢同位素中 的氘和氧同位素中的氧-18)不断地往塔釜富集，在第一级精馏塔的顶部可获得 富集了氕和氧-16的水('H2160)，最后一级塔的底部则获得富集了重氢和重氧的 水Oi2180)。回流液储罐中的物料，随着全回流时间的增加，氘的丰度不断降低， 氘丰度下降的速度与分离装置的分离效率、生产操作工矿、回流量及回流液在 储罐中的停留时间有关，对于已有的重氧水分离装置，生产操作工矿确定后， 回流液在储罐中的停留时间越短(即回流液储罐中持液量越少)，回流液中氖丰 度下降越快，通过改变全回流运行时间和回流液在储罐中的停留时间，可以在 回流液储罐中获得0.2ppm 125ppra范围不同氘丰度的超轻水，根据不同的氖 丰度的需求间歇采出回流液储罐中的超轻水。
在本发明提及的所有文献都在本申请中引用作为参考，就如同每一篇文献被单独引用作为参考那样。此外应理解，在阅读了本发明的上述内容之后，本 领域技术人员可以对本发明作各种改动或修改，这些等价形式同样落于本申请 所附权利要求书所限定的范围。
权利要求
1、一种重氧水分离装置间歇生产超轻水的方法，包括如下步骤(a)提供天然水原料(S0)，所述原料(S0)进入级联精馏装置(1)，其中，所述级联精馏装置(1)由多级精馏塔(T1)～(Tn)连接而成，且n为3～10之间的整数；(b)所述天然水原料(S0)在所述级联精馏装置(1)中分别或交替进行以下步骤(i)在多级精馏塔(T1)～(Tn)中进行级联精馏，在所述第一级精馏塔(T1)中进行部分回流或零回流操作，从而在末级精馏塔(Tn)的底部获得重氧水产品(S4)；(ii)在所述第一级精馏塔(T1)中进行全回流操作，从而在第一级精馏塔(T1)的顶部获得氘丰度在0.2ppm～125ppm之间的超轻水(S3)，在末级精馏塔(Tn)的底部获得重氧水产品(S4)。
2、 如权利要求1所述的方法，其特征在于，在所述步骤(ii)的全回流操 作中，所述第一级精馏塔(T,)外还设置回流液储罐(2)，所述回流储液罐(2)中 进行如下回流操作所述第一级精馏塔(T,)的顶部的冷凝液(S,)进入所述回流液储罐(2)，并在 回流液储罐(2)进行停留，获得储液；所述储液经过回流得到回流液(S2)，且回流液(S2)通过液体输送泵(3)返回 所述第一级精馏塔(T》；进行全回流操作后，从回流液储罐(2)中釆出的储液即为超轻水产品(S3)。
3、 如权利要求2所述的方法，其特征在于，在所述步骤(ii)的全回流操 作中，根据下述式(1)的一个或多个参数调节所得冷凝液(S,)中的氘的丰度式中尺尸=丄(2J-s4-3^)-V(2v4-"U -(A2 +12-6込)仏L 1込a-lorX:超轻水中氘的丰度，PPin; Xo:天然水原料(S。)中氘的丰度，ppm; H:回流液储罐(2)内的储液量，kg; H。级联精馏装置内的持液量，kg; A:级联精馏装置分离能力系数； a : H20/D20的分离系数; L:回流量，kg/hr; t:全回流时间，hr。
4、如权利要求3所述的方法，其特征在于，在所述步骤(ii)的全回流操 作中，通过调节式(l)的全回流时间的参数t来调节超轻水(S3)中的氘的丰度。
5、如权利要求3所述的方法，其特征在于，在所述步骤(ii)的全回流操 作中，当级联精馏装置的理论塔板数为2500 4000时，级联精馏装置分离能 力系数A为100 180。
6、 如权利要求3所述的方法，其特征在于，在所述步骤(ii)的全回流操 作中，通过调节所述冷凝液(S》在回流液储罐(2)的停留时间来调节回流液储罐 (2)内的储液量，并进一步调节超轻水(S3)中的氘的丰度。
7、 如权利要求3所述的方法，其特征在于，在所述步骤(ii)的全回流操 作中，通过调节回流量来调节超轻水(S3)中的氘的丰度，其中所述回流量是回 流液(S2)的流量。
8、 如权利要求3所述的方法，其特征在于，在所述步骤(ii)的全回流操 作中，调节级联分离装置的持液量。
9、 一种用于间歇生产超轻水的重氧水分离装置，其包括 级联精馏装置(1)，所述级联精馏装置(1)由多级精馏塔(TJ (T )连接而成，n为3 10之间的整数；其中所述各级精馏塔(L)外设置回流液储罐(2)，其中，所述回流液储罐(2) 接受第一级精馏塔(L)的顶部获得的冷凝液(S》，并通过液体输送泵(3)向所述 第一级精馏塔(T,)输入回流液(S2)。
10、 一种如权利要求9所述的装置同时制备超轻水和重氧水的用途。
全文摘要
本发明提供一种重氧水分离装置间歇生产超轻水的方法，包括如下步骤(a)提供天然水原料(S<sub>0</sub>)，所述原料(S<sub>0</sub>)进入级联精馏装置(1)，其中，所述级联精馏装置(1)由多级精馏塔(T<sub>1</sub>)～(T<sub>n</sub>)连接而成，且n为3～10之间的整数；(b)所述天然水原料(S<sub>0</sub>)在所述级联精馏装置(1)中分别进行以下步骤(i)在多级精馏塔(T<sub>1</sub>)～(T<sub>n</sub>)中进行级联精馏，在所述第一级精馏塔(T<sub>1</sub>)中进行部分回流或零回流操作，从而在末级精馏塔(T<sub>n</sub>)的底部获得重氧水产品(S<sub>4</sub>)；(ii)在所述第一级精馏塔(T<sub>1</sub>)中进行全回流操作，从而在第一级精馏塔(T<sub>1</sub>)的顶部获得氘丰度在0.2ppm～125ppm之间的超轻水(S<sub>3</sub>)，在末级精馏塔(T<sub>n</sub>)的底部获得重氧水产品(S<sub>4</sub>)。本发明还提供重氧水分离装置间歇生产超轻水的装置和用途。本发明可以采用同位素分离装置同时连续分离重氧水和间歇分离超轻水，同时可以根据需要获得特定浓度的重氧水和特定浓度的超轻水。
文档编号C02F1/04GK101597031SQ20091005368
公开日2009年12月9日 申请日期2009年6月24日 优先权日2009年6月24日
发明者严 刘, 周建跃, 姜永悦, 张丽雅, 猷 李, 秦川江, 斌 肖, 陈大昌 申请人:上海化工研究院