一种催化交换塔中氚浓度分布的计算方法与流程

[0001]
本发明涉及氚浓度分布计算领域，尤其涉及一种催化交换塔中氚浓度分布的计算方法。


背景技术：

[0002]
氘氚聚变反应是当前的热门研究问题，也是解决人类能源的终极方法。然而氘氚聚变所需的燃料氚在自然界中的丰度极低，且半衰期只有12.3年，导致无法进行大量的生产与储存。因此，实现氚自持是实现聚变堆发电的必要条件。
[0003]
聚变堆在运行期间会产生大量的含氚废气与含氚废水。氚工厂废物处理系统可以将这些含氚废物中氚浓度高的部分进行纯化回收以循环利用，利于聚变堆实现氚自持，同时将氚浓度低的部分加以稀释从而达到放射性废物排放标准，减少放射性对人与环境造成的污染和伤害。
[0004]
水除氚系统(wds)是氚工厂废物处理系统的关键子系统。目前针对wds中氚的输运模拟计算，都是将其简化为一个模块，其计算结果难以反应氚在wds各子部件中的详细输运情况。
[0005]
催化交换塔是wds的关键部件，wds前端处理系统送来的液态氚水通过进料口进入催化交换塔，向下流入电解槽，电解槽电解产生的部分h2/ht气体在催化柱内部上升时与涓滴而下的氚水接触发生催化交换反应。此过程中，气相中的氚会不断转移到液相中，从而使氚在液相中富集浓缩，气相中贫化。催化交换塔对氚水的富集度与含氚氢气的贫化效果直接影响wds氚回收效率与除氚效率。催化交换塔内部结构复杂，且涉及到氚水，氚水蒸汽、含氚氢气的三相转化，目前针对氚在子部件中输运情况模拟计算所普遍采用的平均滞留时间方法太过粗糙，其计算过程不能体现氚在催化交换塔内是如何富集浓缩回收的，其计算结果也不能反映催化交换塔中氚的浓度分布情况，同时，平均滞留时间方法无法分析进料口位置、淋洗液流量，蒸汽回流比等对氚回收效率与除氚效果的影响。
[0006]
因此，如何提供一种新的求解催化交换塔氚浓度分布的计算模型与计算方法，研究氚在催化交换塔内的输运特性，为以后氚工厂wds的工程设计和wds实验提供参考。


技术实现要素：

[0007]
基于现有技术所存在的问题，本发明的目的是提供一种催化交换塔中氚浓度分布的计算方法，能解决现有平均滞留时间方法，对氚在子部件中输运情况模拟计算所存在的太过粗糙，计算结果不能准确反映催化交换塔中氚的浓度分布情况的问题。
[0008]
本发明的目的是通过以下技术方案实现的：
[0009]
本发明实施方式提供一种催化交换塔中氚浓度分布的计算方法，包括：
[0010]
步骤1，确定催化交换塔的计算模型：以由若干个水-氢同位素的交换柱级联而成的催化交换塔为计算模型，该催化交换塔的每个交换柱内部分为催化层和填料层，将每个交换柱作为一个塔板建立气-汽-液三相传质数学模型；
[0011]
步骤2，获取所述催化交换塔的输入参数和运行参数：所述输入参数包括：前端氚水流量、氚水中氚的浓度和塔顶淋洗液纯水流量；所述运行参数为给定工作条件下所述催化交换塔中氚-氢同位素交换反应的平衡常数；
[0012]
步骤3，根据所述催化交换塔的输入参数和运行参数，以及氚水在每层塔板中和富氚氢气发生同位素交换反应，根据气-汽-液三相传质数学模型建立所述催化交换塔每一层塔板中氚的化学平衡方程；
[0013]
步骤4：通过氚的物料守恒，建立每一层塔板与相邻两层塔板之间氚浓度分布的关系，联立方程进行求解得出所述催化交换塔内液态氚水中hto的摩尔分数、氚水蒸汽中hto的摩尔分数和氢气中ht的摩尔分数。
[0014]
由上述本发明提供的技术方案可以看出，本发明实施例提供的催化交换塔中氚浓度分布的计算方法，其有益效果为：
[0015]
通过化学平衡方程建立每一层塔板中气相、蒸汽相、液相之间氚浓度分布的方程组，并提出了简化求解方程组的方法，通过求解处理的氚浓度分布，可以进一步分析催化交换塔对氚水的富集浓缩效果与除氚效果。同时可以分析催化交换塔塔板数量、氚水进料位置、蒸汽回流比、顶端淋洗液流量对除氚效率的影响。
附图说明
[0016]
为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域的普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他附图。
[0017]
图1为本发明实施例提供的催化交换塔中氚浓度分布的计算方法流程图；
[0018]
图2为本发明实施例提供的水除氚系统示意图；
[0019]
图3为本发明实施例提供的催化交换塔中氚浓度分布的计算模型的气-汽-液三相传质数学模型示意图；
[0020]
图中各标记对应的部件为：1-树脂床；2-木炭床；3-过滤器；4-缓冲罐；5-给水泵；6-催化交换塔；7-缓冲罐；8-电解槽；9-氢分离器；10-膜过滤器；11-氧分离器；12-分子筛；13-冷凝器。
具体实施方式
[0021]
下面结合本发明的具体内容，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明的保护范围。本发明实施例中未作详细描述的内容属于本领域专业技术人员公知的现有技术。
[0022]
如图1所示，本发明实施例提供一种催化交换塔中氚浓度分布的计算方法，用于聚变堆氚工厂水除氚系统氚的输运模拟计算，具体是催化交换塔内氚浓度分布的计算，包括：
[0023]
步骤1，确定催化交换塔的计算模型(参见图2、3)：以由若干个水-氢同位素的交换柱级联而成的催化交换塔为计算模型，该催化交换塔的每个交换柱内部分为催化层和填料
层，将每个交换柱作为一个塔板建立气-汽-液三相传质数学模型；
[0024]
步骤2，获取所述催化交换塔的输入参数和运行参数：所述输入参数包括：前端氚水流量、氚水中氚的浓度和塔顶淋洗液纯水流量；所述运行参数为给定工作条件下所述催化交换塔中氚-氢同位素交换反应的平衡常数；
[0025]
步骤3，根据所述催化交换塔的输入参数和运行参数，以及氚水在每层塔板中和富氚氢气发生同位素交换反应，根据气-汽-液三相传质数学模型建立所述催化交换塔每一层塔板中氚的化学平衡方程；
[0026]
步骤4：通过氚的物料守恒，建立每一层塔板与相邻两层塔板之间氚浓度分布的关系，联立方程进行求解得出所述催化交换塔内液态氚水中hto的摩尔分数、氚水蒸汽中hto的摩尔分数和氢气中ht的摩尔分数。
[0027]
上述方法的步骤3中，氚水在每层塔板中和富氚氢气发生同位素交换反应的过程分为两步：
[0028]
第一步是发生在催化层的含氚氢气与含氚蒸汽的气-汽催化交换反应，其反应方程式为：ht
(g)
+h2o
(vap)
＝h
2(g)
+hto
(vap)
ꢀꢀꢀ
(1)；
[0029]
第二步是发生在填料层的含氚蒸汽与液态氚水的汽-液置换反应，其反应方程式为：h2o
(l)
+hto
(vap)
＝hto
(l)
+h2o
(vap)
ꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀ
(2)；
[0030]
上述方程式(1)、(2)中，符号vap、g、l分别表示蒸汽相、气相、液相；
[0031]
每一层塔板中的催化层与填料层的化学平衡方程分别为式(3)和式(4)：
[0032][0033][0034]
上述式(3)和(4)中，kg、kv分别为反应方程式(1)、(2)的平衡常数；下标j为塔板位置，以催化交换塔的最底层塔板计为1，总塔板数设为m，前端氚水进料口位置为n，催化交换塔进料口位置之下称为浓缩段，进料口位置之上称为淋洗段；a
j
为第j层塔板流出的氚水中hto的摩尔分数，b
j
为第j层塔板流出的氚水蒸汽中hto的摩尔分数，c
j
为第j层塔板流出的氢气中ht的摩尔分数；
[0035]
忽略上式(3)、(4)中的非线性二次项b
j
、c
j
，得到简化下式(5)：
[0036]
a
j
＝kv
×
b
j
＝kv
×
kg
×
c
j
ꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀ
(5)。
[0037]
上述方法的步骤3中，总塔板数m为80，进料口位置n为8。
[0038]
参见图3，上述方法的步骤4中，通过氚的物料守恒，建立每一层塔板与相邻两层塔板之间氚浓度分布的关系，联立方程进行求解得出所述催化交换塔内液态氚水中hto摩尔分数a
j
、氚水蒸汽中hto的摩尔分数b
j
和氢气中ht的摩尔分数c
j
为：
[0039]
电解槽达到稳态时，电解的氚水中hto的摩尔分数与从催化交换塔塔底流入到电解槽中的氚水中hto的摩尔分数相同，即：a1＝b0＝c0ꢀꢀꢀ
(6)；
[0040]
上述式(6)中，c0为电解槽电解产生的氢气中氚的摩尔分数，b0为电解槽中产生的的氚水蒸汽中氚的摩尔分数；
[0041]
电解槽中物料守恒公式为：f+v+p＝g+αg+v
ꢀꢀꢀ
(7)；
[0042]
上式(7)中，f为前端氚水流量，单位为mol/h；p为塔顶纯水流量，单位为mol/h；g为氢气流量，单位为mol/h；v为水蒸汽的流量，单位为mol/h；α为送至催化交换塔下一级子系统同位素分离系统的氢气与送至所述催化交换塔中的氢气之比；
[0043]
对催化交换塔的每一层塔板，得到氚物料守恒公式(8)至(11)：
[0044]
浓缩段的氚物料守恒公式为：(f+v+p)
×
(a
j+1-a
j
)+v
×
(b
j-1-b
j
)+g
×
(c
j-1-c
j
)＝0 (8)，其中，j＝1～n-1；
[0045]
进料位置的氚物料守恒公式为：(f
×
f+(p+v)
×
a
j+1-(f+v+p)
×
a
j
)+v
×
(b
j-1-b
j
)+g
×
(c
j-1-c
j
)＝0
ꢀꢀꢀ
(9)，其中，j＝n，f为进料氚水中hto摩尔分数；
[0046]
淋洗段：(v+p)
×
(a
j+1-a
j
)+v
×
(b
j-1-b
j
)+g
×
(c
j-1-c
j
)＝0
ꢀꢀꢀ
(10)，其中，j＝n+1～m-1；
[0047]
最顶端塔板的氚物料守恒公式为：v
×
b
j-a
j
×
(f+v+p)+v
×
(b
j-1-b
j
)+g
×
(c
j-1-c
j
)＝0 (11)，其中，j＝m；
[0048]
联立得到的式(5)至(11)并求解，得出所述催化交换塔内液态氚水的hto的摩尔分数a
j
、氚水蒸汽中hto的摩尔分数b
j
和氢气中ht的摩尔分数c
j
。
[0049]
本发明是一种求解氚在催化交换塔内输运特性的方法，通过化学平衡方程建立每一层塔板中气相、蒸汽相、液相之间氚的摩尔分数的方程组，并提出了简化求解方程组的方法，通过求解处理的氚的摩尔分数，得到催化交换塔内的氚浓度分布情况，可以进一步分析催化交换塔对氚水的富集浓缩效果与除氚效果。同时可以分析催化交换塔塔板数量、氚水进料位置、蒸汽回流比、顶端淋洗液流量对除氚效率的影响。
[0050]
下面对本发明实施例具体作进一步地详细描述。
[0051]
本发明实施例提供一种催化交换塔中氚浓度分布的计算方法，基于图3所示的水除氚系统模型进行计算，图3中，树脂床1、木炭床2、过滤器3、缓冲罐4和给水泵5组成该水除氚系统模型(可称为wds系统模型)的前端处理子系统，经净化的氚水被送入到催化交换塔6中，再进入电解槽8；对上述模型中，催化交换塔中氚浓度分布的计算方法包括以下步骤：
[0052]
步骤1，确定催化交换塔的计算模型：催化交换塔由若干个水-氢同位素交换柱级联而成，每个交换柱包括催化层和填料层。以ht/hto为研究对象，其运行流程：wds前端送来的液态氚水由上到下流过催化交换塔，进入电解槽，电解池电解产生的部分h2/ht气体在催化柱内部上升时与涓滴而下的氚化水接触发生催化交换反应，气相中的氚会不断转移到液相中，从而使氚在液相中富集浓缩，气相中贫化。催化交换塔塔顶氚浓度达到最小，塔底氚浓度最大。将每个交换柱看出一个塔板，建立了如图2所示的“气-汽-液”三相传质数学模型；
[0053]
步骤2，确定催化交换塔的输入参数和工作条件下的运行参数：参考iter，每小时wds需处理20kg的氚水，氚浓度为10ci/kg。催化交换塔的工作温度为70℃，0.05mpa。此温度下，确定催化交换反应的化学平衡常数kg为4.5，kv为1。
[0054]
步骤3，建立催化交换塔每一层塔板中氚的化学平衡方程：氚水在催化交换塔中和富氚氢气发生同位素交换反应，其反应方程式如下：
[0055]
ht
(g)
+h2o
(vap)
＝h
2(g)
+hto
(vap)
ꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀ
(1)；
[0056]
h2o
(l)
+hto
(vap)
＝hto
(l)
+h2o
(vap)
ꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀꢀ
(2)；
[0057]
每一层中催化层与填料层的化学平衡方程分别如式(3)和式(4)：
[0058][0059][0060]
上式(1)至(4)中，符号vap、g、l分别表示蒸汽相、气相、液相；kg、kv表示平衡常数；下标j表示塔板位置(以最底层塔板开始计算，最底层塔板位置计为1，总塔板数设为m，进料口位置为n，进料口之下称为浓缩段，进料口之上称为淋洗段)；a
j
、b
j
、c
j
分别为第j层塔板流出的氚水、蒸汽、氢气中氚的摩尔分数；参考iter的设计，总塔板数m设为80，进料口位置n设为8。
[0061]
考虑到聚变堆中产生氚水的氚摩尔分数较小，aj、bj、cj值均远远小于1(<10-4
)，为简化计算，忽略式(3)、(4)中的非线性项，得到下式：
[0062]
a
j
＝kv
×
b
j
＝kv
×
kg
×
c
j
ꢀꢀꢀꢀꢀꢀ
(5)；
[0063]
通过物料守恒，建立每一层塔板与相邻两层之间氚浓度分布的关系。联立方程进行求解；
[0064]
电解槽达到稳态时，电解的氚水中hto摩尔分数与从催化交换塔塔底流入到电解槽中的氚水中hto摩尔分数相同，即：a1＝b0＝c0ꢀꢀꢀ
(6)；
[0065]
上式(6)中，c0为电解槽电解产生的氢气中氚的摩尔分数，b0为电解槽中产生的氚水蒸汽中氚的摩尔分数。
[0066]
电解槽中物料守恒：f+v+p＝g+αg+v
ꢀꢀꢀ
(7)；
[0067]
上式(7)中，f为前端氚水流量(单位为mol/h)；忽略前端处理系统氚水的泄露损耗，f的值即为20kg/h，等效为1110mol/h。p为塔顶纯水流量(单位为mol/h)，设为21kg/h，即1150mol/h；g为氢气流量(单位为mol/h)；v为水蒸汽的流量(单位为mol/h)，β为催化交换塔中的水蒸汽与氢气之比，设为0.36；α为送至iss的氢气与送至催化交换塔中的氢气之比，设为1/20；
[0068]
对催化交换塔每一层，氚物料守恒能得到下式：
[0069]
浓缩段：j＝1～n-1，(f+v+p)
×
(a
j+1-a
j
)+v
×
(b
j-1-b
j
)+g
×
(c
j-1-c
j
)＝0
ꢀꢀꢀ
(8)；
[0070]
进料位置：j＝n，(f
×
f+(p+v)
×
a
j+1-(f+v+p)
×
a
j
)+v
×
(b
j-1-b
j
)+g
×
(c
j-1-c
j
)＝0 (9)；
[0071]
上式(9)中，f为进料氚水中hto摩尔分数，为6.24e-6；
[0072]
淋洗段的氚物料守恒公式为：j＝n+1～m-1，(v+p)
×
(a
j+1-a
j
)+v
×
(b
j-1-b
j
)+g
×
(c
j-1-c
j
)＝0
ꢀꢀꢀꢀ
(10)；
[0073]
最顶端塔板：j＝m，v
×
b
j-a
j
×
(f+v+p)+v
×
(b
j-1-b
j
)+g
×
(c
j-1-c
j
)＝0
ꢀꢀꢀ
(11)；
[0074]
联立上式(5)至(11)并求解，得出催化交换塔内液态氚水、含氚氢气、含氚蒸汽的氚浓度a
j
、b
j
、c
j
。
[0075]
以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；本发明的上述实施例还可以做出各种变化。
[0076]
以上所述，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，
任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明披露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，都应涵盖在本发明的保护范围之内。因此，本发明的保护范围应该以权利要求书的保护范围为准。