專利名稱：一種由烴類氣體制備氫氣的工藝的制作方法
技術領域：
本發明屬于能源化工領域，具體地說是涉及一種由烴類氣體制備氫氣的工藝。
背景技術：
作為日益受到人們重視的潔凈能源，氫能源用于進行高效能量轉換的氫燃 料電池是一種重要途徑，但在實際使用時需要純度較高的氫氣才可滿足氫燃料 電池的要求。在自然界中氫總是和其它元素結合在一起，因此，如何經濟有效 地將氫從天然化合物(如水，煤、天然氣等)中分離出來是制氫技術的關鍵所 在。目前成熟的水蒸氣重整技術是指將化石類燃料和水蒸氣在一定溫度和壓 力下發生反應。以自然界中廣泛分布的甲烷為原料的水蒸氣一甲烷重整制氫工藝為例，重整的結果是，在產品中除了氫氣之外，還有C02或者CO，難以滿足氫燃料電池。而且工藝中所使用的催化劑由于積碳等原因，活性和壽命一直 是飽受困擾的問題。通過甲烷絕熱裂解制氫工藝可以制得不含C02或者CO的氫氣，可滿足像氫燃料電池等對氫氣純度要求較高的場合。但是，在此工藝中氫氣的產生主要 依靠高溫條件下甲垸自身熱分解來進行，因此反應所需溫度高、甲烷轉化效率 也低。甲烷催化劑裂解制氫工藝同樣可以制得不含C02或者CO的氫氣，其所需條件溫和，且轉化效率高，是一種低能耗、高效率的制氫方式。但是，由于催化劑的使用，至少造成了以下不利的影響首先是由于反應特性決定了催化劑會逐漸被所產生的碳包裹，因此催化劑的壽命有限，在工藝中不斷消耗，提高了工藝成本；其次；隨著氫氣的制取，大量的碳副產物不斷產生，但是目前還 沒有找到一種理想的利用途徑，因此該工藝一直得不到大規模的推廣使用。 還有采用電解水技術，也可以得高純度的氫產品，但是由于使用電力為能量，成本昂貴。 發明內容本發明的目的在于提供一種由烴類氣體制備氫氣的工藝，本發明通過催化的方式將烴類氣體裂解為氫氣和碳/催化劑復合材料；氣固分離后，得到的氣 相產物為純度較高且不含C02或者CO的氫氣；而得到的固相產物在本發明工 藝中用做燃料為裂解過程提供能量；燃燒后殘渣回收，并循環用做制氫過程的 裂解催化劑。在本發明的制氫工藝中，除了可以得到不含CO或者C02的高純 氫氣外，還由于催化劑被循環使用，因此不存在催化劑的消耗問題、也不存在 由于其失活而導致的系統不穩定等問題。本發明提供的由烴類氣體制備氫氣的工藝，包括如下的步驟 (a)將原料氣體在催化劑的作用下于500 120(TC、常壓條件下進行裂解， 將得到的產物冷卻至20 150°C;所述的原料氣體為選自下列的至少一種烴類氣體甲烷、乙垸、丙烷、丁 烷、石油液化氣(LPG)、天然氣、煤層氣、或者它們的混合氣體。為了提高催化劑的單程活性，所述的原料氣體也可以是將選自上述的至少 一種烴類氣體與氫氣的混合氣體，其中氫氣的體積含量占混合氣體總體積的 1 99%。所述的催化劑為沉積在一惰性載體上的金屬，所述的金屬為選自Fe、 Ni、 Co、 Ce、 Mo、 Pt、 La、 Pd中的一種或其組合，所述的惰性載體為A1203、 MgO、 Ti02或其組合。步驟(a)中的原料氣體裂解是在裂解反應器中完成的，所述的裂解反應器是 固定床、移動床、流化床、氣流床、團聚床，或者它們的組合反應器；所述的 組合反應器可以是不同類型反應器的組合，也可以是同一類反應器的組合。反 應器的組合越多，相當于反應的級數越多，產品中氫組分的含量就越高。對于 不同類型的反應器，氣固兩相的流動和接觸不同，因此得到的產品氣中的組分 的組成是有區別的，例如固定床條件下氫氣的組成一般大于流化床。利用不同 類型反應器之間的組合，可以做到取長補短。在步驟(a)中得到的產物分兩部分， 一部分是氣相，另一部分是固相。氣相產物的組成是氫氣，或者與未反應完全的烴類氣體的混合物，還包括一些來自 原料不可避免的雜質氣體。固相產物是碳/催化劑復合材料(催化劑一般被碳 材料包裹)，碳可以是碳納米管、碳纖維或者非晶碳。氣相產物和固相產物的 混合程度視所使用反應器的類型不同而不同，對固定床和移動床，產物離開反 應器時基本各自分離，而對于流化床、氣流床、團聚床，氣相和固相產物離開 反應器時混合在一起。由于裂解產物離開反應器時攜帶高溫，不利于下游工藝，因此需要給予換 熱冷卻。所述的冷卻方式是氣-氣冷卻或氣-液冷卻。在本發明的技術方案中，優選地，采用列管換熱器進行氣-氣冷卻，冷卻后的溫度在20 15(TC之間。在本發明的技術方案中，優選地，采用烴類原料氣體或者碳/催化劑復合材料燃 燒用空氣做為冷卻介質，以提高工藝整體能量利用效率。(b) 將歩驟(a)得到的氣固混合物進行氣一固分離；所述的氣一固分離可以采用一級或者多級旋風分離器或者軸流分離器來 完成，分離器和裂解反應器搭配使用，其級數和裂解反應器的級數相匹配。(c) 將步驟(b)中分離出的氣相產物進行純化，得到富氫氣體和貧氫氣體；所述的純化優選采用變壓吸附的方法或者一級或多級膜分離的方法。產生 的貧氫氣體做為原料氣體優先送往裂解反應器。如果氫氣的濃度能夠滿足要 求，則無需進一步純化。(d) 將步驟(b)中分離出的固相分離物——碳/催化劑復合材料用做燃料，為 步驟(a)的烴類氣體裂解提供能量；步驟(b)中分離出的固相分離物碳/催化劑復合材料用做燃料，為步驟(a)的 烴類氣體裂解過程供熱。從化學反應CH4 + 02 = C02 + 2H2的反應焓 (-318.91kJ/mo1)來看，整個反應為放熱反應，也就是說，副產物燃燒所放出 的熱完全可以滿足制氫所需的能量。因此，在理論上甲烷裂解過程無需再耗其 它燃料。而在實際中，由于存在能量轉化效率的問題，有時需要再補充部分甲 垸或者其它燃料，以保證裂解過程有足夠的溫度。(e) 將步驟(d)所產生的燃燒產物(高溫廢氣和固相燃燒后殘渣)冷卻至 100 150°C;由于碳/催化劑復合材料燃燒后的產物具有500 110(TC的高溫，不利于下 游工藝，因此需要給予換熱冷卻。所述的冷卻方式是氣-氣冷卻或氣-液冷卻。在本發明的技術方案中，優選地，采用列管換熱器進行氣-氣冷卻，冷卻后的溫度在100 15(TC之間。在本發明的技術方案中，優選地，采用烴類原料氣體或者碳/催化劑復合材料燃燒用空氣做為冷卻介質，以提高工藝能量利用效 率。(f) 將步驟(e)得到產物進行氣一固分離；所述的氣一固分離可以采用一級或者多級旋風分離器或者軸流分離器來完成。(g) 將步驟(f)得到的固相物循環至步驟(a)，繼續用做裂解催化劑。 實踐證明，步驟(f)得到的固相燃燒后殘渣，對于裂解烴類氣體仍然具有活性，可以不斷地重復使用，也就是說催化劑在整個工藝中循環使用。因此，整 個工藝中催化劑不流失，也不存在由于失活造成的不穩定。根據本發明提供的由烴類氣體制備氫氣的工藝，催化劑在整個工藝中起到 三個功能，第一個功能是催化劑裂解，幫助烴類原料分解為氫氣和碳，第二個 功能是載體作用，即將制氫過程產生的碳從裂解反應器中攜帶出來，第三個作 用是催化燃燒的作用，也就是在燃燒過程中催化碳快速燃燒。在本發明中，催 化劑被循環使用，很好地解決了傳統工藝中存在的催化劑消耗以及失活等問 題，同時得到的氫氣中不含有C02或者CO。


圖1為實施例1中氫氣制備過程中富氫氣體在80小時運行過程中組分的 變化曲線；圖2為實施例1中催化劑活性的循環測試結果。
具體實施方式
在本發明的一個具體實施中，本發明提供的由烴類氣體制備氫氣的工藝主 要由裂解單元(1-1)，裂解后換熱單元(1-2)，裂解后氣固分離單元(1-3)， 氫氣純化單元(1-4)，燃燒單元(2-1)，燃燒后換熱單元(2-2)，燃燒后氣固 分離單元(2-3)，按照所需的順序排列組成，其中裂解單元(1-1)主要由 裂解反應器組成，裂解反應器是固定床、移動床、流化床、氣流床、團聚床，或者它們的組合反應器。裂解后換熱單元(1-2)和燃燒后換熱單元(2-2)是氣-氣冷卻或氣-液冷卻方式的冷卻器。裂解后氣固分離單元(1-3)和燃燒后氣 固分離單元(2-3)是旋風分離設備或者軸流分離器設備。氫氣純化單元(1-4) 是變壓吸附設備或者膜分離設備。裂解單元(1-1)和燃燒單元(2-1)耦合在 一起，以便吸收從燃燒單元放出的熱量。在進行本發明的氫氣的生產過程時，包括如下的步驟將烴類原料氣體經過裂解后換熱單元(1-2)后得到預熱，接著引入裂解單元(1-1)，同時將催 化劑也供入裂解單元(1-1)，在催化劑的作用下部分或者全部的烴類氣體被催 化劑裂解為氣相產物氫氣和固相產物碳/催化劑復合材料；將輸出裂解單元(1-1)的產物通過裂解后換熱單元(1-2)冷卻至20 150。C后通入裂解后氣固 分離單元(1-3)，得到氣一固分離，對于一些像由固定床這樣的裂解反應器組 成的裂解單元，如果輸出的產物氣固本身是分離的，則無需經過裂解后氣固分 離單元(1-3);分離后的氣體產品進入氫氣純化單元(1-4)，得到高純度的富 氫氣體和高雜質含量的貧氫氣體，將貧氫氣體引向裂解后換熱單元(1-2)，繼 續做為原料氣體進入裂解單元(1-1)，如果經過裂解單元(1-1)后的氣相產 品中氫氣的含量已經符合要求，則無需氫氣純化單元(1-4);將以上得到的固 相產物在甲垸氣體的攜帶下供入燃燒單元(2-1)，同時引入經燃燒后換熱單元(2-2)預熱的空氣，在此固相產物和甲烷氣被燃燒放熱，加熱裂解單元(l-l); 同時產生固相燃燒后殘渣；將輸出燃燒單元(2-1)的產物通過燃燒后換熱單 元(2-2)冷卻至100 15(TC后引入燃燒后氣固分離單元(2-3)，得到氣—固分 離；將分離得到的固相燃燒后殘渣循環至裂解單元(1-1)，繼續用做催化劑。 按照上述工藝過程，進行下面的實施例。實施例1采用甲垸氣體為原料，流量為220ml/min; Ni/Al203為催化劑，金屬負載量為10~35%wt; 3級固定床裂解反應器，溫度為50(TC; 裂解后換熱單元采用列管式換熱器； 無裂解后氣固分離設備；無氫氣純化設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器； 燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，產品氣體組分和含量用氣相色譜(AgilentN9608)來測定，產品氣體的組分隨時間的變化的情況如圖1所示，可以看出系統一旦穩 定運行后，產品氣體組分穩定，而且雜質含量很低。為了驗證催化劑活性在運行過程中的變化，采用循環測試的方法，即將新 鮮催化劑在管式爐中于90(TC裂解甲垸，l小時后停止試驗并稱量，其質量增 至原來的30倍左右，這實際上就是熱解反應生成的固相產物——碳/催化劑復 合材料的質量；接著在將碳/催化劑復合材料于IOO(TC下用空氣進行氧化，20 分種后停止試驗，稱氣化后剩余殘渣的質量，其質量等同于原始催化劑的量， 接著以燃燒后剩余殘渣為催化劑，繼續裂解甲烷，重復以上的歩驟。該催化劑 活性的循環測試結果如圖2所示，測試表明循環20次后，催化劑的活性基本 沒有改變，這輔助說明了催化劑在循環使用中活性是穩定的。其它類型催化劑 的測試結果亦與此雷同。最后，將穩定運行后色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體組分為H2: 98.3%， CH4: 0.4%，其它為0.4%;無C02或者CO被檢測到。實施例2采用甲烷和氫氣混合氣體為原料，流量為350ml/min，氫氣體積含量10%;Fe/MgO為催化劑，金屬負載量為5 25%wt;3級固定床裂解反應器，溫度為65(TC;裂解后換熱單元采用列管式換熱器；無裂解后氣固分離設備；無氫氣純化設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器； 燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為H2: 99.6%， CH4: 0.2%，其它為0.2%;無C02或者CO被檢測到。實施例3采用石油液化氣為原料，流量為280ml/min; Co/MgO為催化劑，金屬負載量為5~30%wt; 3級固定床裂解反應器，溫度為66(TC; 裂解后換熱單元采用列管式換熱器； 無裂解后氣固分離設備； 無氫氣純化設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器； 燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為Hy 99.2%， CH4: 0.1%，其它為0.7%;無C02或者CO被檢測到。實施例4采用石油液化氣和氫氣混合氣體為原料，流量為580ml/min，氫氣體積含 量5%;Fe-Ni/Al203為催化劑，金屬負載量為5 25%wt;4級移動床裂解反應器，溫度為900°C;裂解后換熱單元采用列管式換熱器；無裂解后氣固分離設備；無氫氣純化設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器； 燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為H2: 99.4%， CH4: 0.3%，其它為0.5%;無C02或者CO被檢測到。實施例5采用乙烷氣體為原料，流量為560ml/min; Fe-Co/Al203為催化劑，金屬負載量為5 25%wt; 3級移動床裂解反應器，溫度為85(TC; 裂解后換熱單元采用列管式換熱器；無裂解后氣固分離設備； 無氫氣純化設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器； 燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為H2: 99.6%, CH4: 0.1%，其它為0.3%;無(302或者CO被檢測到。實施例6采用丙烷氣體為原料，流量為600ml/min;Ni-Co/MgO為催化劑，金屬負載量為5 25%wt;3級移動床裂解反應器，溫度為95(TC;裂解后換熱單元采用列管式換熱器；無裂解后氣固分離設備；無氫氣純化設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器； 燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為Hy 99.5%， CH4: 0.2%，其它為0.3%;無C02或者CO被檢測到。實施例7采用丁烷氣體為原料，流量為810ml/min; Fe-Mo/MgO為催化劑，金屬負載量為5 25%wt; l級流化床裂解反應器，溫度為110(TC; 裂解后換熱單元采用列管式換熱器-， 裂解后氣固分離采用軸流分離器； 氫氣純化設備采用3級膜分離設備； 燃燒后換熱單元采用列管式換熱器； 燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為H2: 99.95%， CH4: 0.02%，其它為0.03%;無C02或者CO被檢測到。實施例8采用甲烷和石油液化氣混合氣體為原料，流量為720ml/min，甲烷體積含 量30%;Fe-Mo/MgO為催化劑，金屬負載量為5 25%wt;2級流化床裂解反應器，溫度為750°C ;裂解后換熱單元采用列管式換熱器；裂解后氣固分離采用軸流分離器；氫氣純化設備采用3級膜分離設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器；燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為Hy 99.96%， CH4: 0.01%，其它為0.03%;無C02或者CO被檢測到。實施例9采用甲烷和氫氣混合氣體為原料，流量為700ml/min，氫氣體積含量10%;Fe-Co-Ni/MgO-Al203為催化劑，金屬負載量為5 25%wt;2級團聚床裂解反應器，溫度為115(TC;裂解后換熱單元采用列管式換熱器；裂解后氣固分離采用旋風分離器；氫氣純化設備采用變壓吸附設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器；燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為H2: 99.96%， CH4: 0.01%，其它為0.03%;無C02或者CO被檢測到。實施例10采用甲烷和乙垸混合氣體為原料，流量為570ml/min，甲烷體積含量50%;Fe-Ni-Mo/MgO為催化劑，金屬負載量為5 25%wt;2級固定床組合1級流化床裂解反應器，溫度為分別為95(TC和800°C;裂解后換熱單元采用列管式換熱器；裂解后氣固分離采用旋風分離器； 無氫氣純化設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器； 燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為H2: 99.6%， CH4: 0.1%，其它為0.3%;無C02或者CO被檢測到。實施例11采用甲烷和丙烷混合氣體為原料，流量為750ml/min，丙垸體積含量10%; Fe-Pt/Ti02為催化劑，金屬負載量為5 25%wt;2級固定床組合1級移動床裂解反應器，溫度分別為75(TC和95(TC;裂解后換熱單元采用列管式換熱器；無裂解后氣固分離設備；氫氣純化設備采用變壓吸附設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器；燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為Hy 99.99%， CH4: 0.005%,其它為0.005%;無C02或者CO被檢測實施例12采用石油液化氣和氫氣混合氣體為原料，流量為560ml/min，氫氣體積含量10%;Pd-Ni/MgO為催化劑，金屬負載量為5 55%wt; 3級流化床裂解反應器，溫度為120(TC; 裂解后換熱單元采用列管式換熱器； 裂解后氣固分離采用軸流分離器； 氫氣純化設備采用3級膜分離設備； 燃燒后換熱單元采用列管式換熱器；燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為Hy 99.96%, CH4: 0.02%，其它為0.02%;;無C02或者CO被檢測到。實施例13采用甲烷氣體為原料，流量為300ml/min; Ce/Ti02為催化劑，金屬負載量為5 25%wt; 3級固定床裂解反應器，溫度為65(TC; 裂解后換熱單元采用列管式換熱器； 無裂解后氣固分離設備； 氫氣純化設備采用變壓吸附設備； 燃燒后換熱單元采用列管式換熱器； 燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為H2: 99.97%， CH4: 0.01%，其它為0.02%;無C02或者CO被檢測到。實施例14采用甲烷和氫氣混合氣體為原料，流量為610ml/min，氫氣體積含量20%;Ni-Pt/Al203-Ti02為催化劑，金屬負載量為5 25%wt;3級移動床裂解反應器，溫度為95(TC;裂解后換熱單元采用列管式換熱器；裂解后氣固分離采用旋風分離器；氫氣純化設備采用變壓吸附設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器；燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為H2: 99.95%， CH4: 0.03%,其它為0.02%;無C02或者CO被檢測到。實施例15采用甲烷和乙烷混合氣體為原料，流量為460ml/min，乙垸體積含量10%;Ni-Ce/MgO-Ti02為催化劑，金屬負載量為5 25%wt;l級固定床裂解反應器，溫度為115(TC;裂解后換熱單元采用列管式換熱器；無裂解后氣固分離設備；氫氣純化設備采用2級膜分離設備；燃燒后換熱單元采用列管式換熱器；燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為H2: 99.90%， CH4: 0.06%,其它為0.04%;無C02或者CO被檢測到。實施例16采用甲烷和氫氣混合氣體為原料，流量為320ml/min，氫氣體積含量10%;Pd-Ce-La/MgO-Al203-Ti02為催化劑，金屬負載量為5 35%wt;3級固定床裂解反應器，溫度為105(TC;裂解后換熱單元采用列管式換熱器；無裂解后氣固分離設備；氫氣純化設備采用變壓吸附設備-，燃燒后換熱單元采用列管式換熱器，-燃燒后氣固分離設備采用旋風分離器；實驗運行80小時，穩定運行后氣相色譜檢測結果平均，得到的富氫氣體 組分為H2: 99.96%， CH4: 0.02%，其它為0.02%;無C02或者CO被檢測到。
權利要求
1、一種由烴類氣體制備氫氣的工藝，包括如下的步驟(a)將原料氣體在催化劑的作用下于500～1200℃、常壓條件下進行熱解，將得到的產物冷卻至20～150℃；所述的原料氣體為選自下列的至少一種烴類氣體甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、石油液化氣、天然氣、煤層氣、或者它們的混合氣體；或者是其與氫氣的混合氣體，其中氫氣的體積含量占混合氣體總體積的1～99％；所述的催化劑為沉積在一惰性載體上的金屬，所述的金屬為選自Fe、Ni、Co、Ce、Mo、Pt、La、Pd中的一種或其組合，所述的惰性載體為Al2O3、MgO、TiO2或其組合；(b)將步驟(a)得到的氣固混合物進行氣-固分離；(c)將步驟(b)中分離出的氣相產物進行純化，得到富氫氣體和貧氫氣體；(d)將步驟(b)中分離出的固相分離物用做燃料，為步驟(a)的烴類氣體裂解提供能量；(e)將步驟(d)所產生的燃燒產物冷卻至100～150℃；(f)將步驟(e)得到產物進行氣-固分離；(g)將步驟(f)得到的固相殘渣循環至步驟(a)，繼續用做裂解催化劑。
2、 根據權利要求1所述的由烴類氣體制備氫氣的工藝，其特征在于所 述步驟(a)中的原料氣體裂解在固定床、移動床、流化床、氣流床、團聚床，或 者它們的組合反應器中完成。
3、 根據權利要求1所述的由烴類氣體制備氫氣的工藝，其特征在于所 述步驟(a)中的冷卻方式是氣-氣冷卻或氣-液冷卻。
4、 根據權利要求1所述的由烴類氣體制備氫氣的工藝，其特征在于所 述步驟(b)的氣一固分離采用一級或者多級旋風分離器或者軸流分離器來完 成，分離器的級數和步驟(a)中的裂解反應器的級數相匹配。
5、 根據權利要求1所述的由烴類氣體制備氫氣的工藝，其特征在于所 述步驟(c)的純化采用變壓吸附的方法或者采用一級或多級膜分離的方法。
6、 根據權利要求1所述的由烴類氣體制備氫氣的工藝，其特征在于所 述步驟(c)中的貧氫氣體送往歩驟(a)，繼續用做原料。
7、 根據權利要求1所述的由烴類氣體制備氫氣的工藝，其特征在于所 述步驟(e)中的冷卻方式是氣-氣冷卻或氣-液冷卻。
8、 根據權利要求1所述的由烴類氣體制備氫氣的工藝，其特征在于所 述步驟(f)中的氣固分離采用一級或者多級旋風分離器或者軸流分離器來完成。
全文摘要
本發明涉及一種由烴類氣體制備氫氣的工藝，該工藝通過催化的方式將烴類氣體裂解為氫氣和碳/催化劑復合材料；氫氣做為產品，而固相產物用做燃料為裂解過程提供能量；燃燒后的殘渣回收，并循環用做制氫過程的催化劑。在本發明的制氫工藝中，除了可以得到純度高且不含CO和CO₂的氫氣外，還由于催化劑被循環使用，因此催化劑不消耗、也不存在其失活而導致的系統不穩定等問題。
文檔編號C01B3/00GK101249949SQ20081010287
公開日2008年8月27日 申請日期2008年3月27日 優先權日2008年3月27日
發明者田亞峻, 陳運法 申請人:中國科學院過程工程研究所