（报告出品方：海通证券）
1. 氢能供应体系重塑氢的制取主要有三种较为成熟的技术路线。一是以煤炭、天然气为代表的化石能源 重整制氢；二是以焦炉煤气、氯碱尾气、丙烷脱氢为代表的工业副产气制氢；三是电解 水制氢，主要包括碱性电解水制氢、质子交换膜电解水制氢和固体氧化物电解水制氢。 生物质直接制氢和太阳能光催化分解水制氢等技术路线仍处于实验和开发阶段，产收率 有待进一步提升，尚未达到工业规模制氢要求。 据中国氢能联盟，氢能产业发展初期（至 2025 年），作为燃料增量有限，工业副产 制氢因成本较低，且接近消费市场，将以工业副产氢就近供给为主，同时积极推动可再 生能源发电制氢规模化、生物制氢等多种技术研发示范；中期（2030 年），将以可再生 能源发电制氢、煤制氢配合 CCS 等大规模集中稳定供氢为主，工业副产氢为补充手段； 远期（2050 年），将以可再生能源发电制氢为主，煤制氢配合 CCS 技术、生物制氢和 太阳能光催化分解水制氢等技术成为有效补充。
氢能供应体系将逐步以绿氢为基础进行重塑。2021 年，我国氢气产能约为 4100 万吨，产量约为 3300 万吨，其中化石能源制氢和工业副产氢为主，而绿氢在氢能供应 结构中占比很小（电解水制氢占比仅为 1%）。在消费侧，氢气主要作为原料用于化工（如 合成甲醇、合成氨）、炼油等工业领域。着眼中长期，预计 2060 年我国氢气需求量 1.3 亿吨，氢能占终端能源消费的比重约为 20%。 在碳中和情景下，若基于目前以化石能源制氢为主体的氢能供应体系，氢气生产的 碳排放量预计为 10 亿吨/年，远高于碳汇所能中和的碳排放量。因此，在推动实现碳中 和目标的过程中，氢能供应体系需逐步以绿氢为基础进行重塑，辅以加装碳捕集装臵的 化石能源制氢方式，才能改变氢能生产侧的高碳格局。
煤制氢历史悠久，通过气化技术将煤炭转化为合成气，再经水煤气变换分离处理以 提取高纯度的氢气，是制备合成氨、甲醇、液体燃料、天然气等多种产品的原料。天然 气制氢技术中，蒸汽重整制氢较为成熟，也是国外主流制氢方式。工业副产氢气主要分 布在钢铁、化工等行业，提纯利用其中的氢气，既能提高资源利用效率和经济效益，又 可降低大气污染，改善环境。电解水技术来自于航天科技，最早是为了生产航空燃料。 煤化工。煤气化制氢技术已有一百余年发展历史，可分为三代技术：第一代技术是 德国在 20 世纪 20-30 年代开发的常压煤气化工艺，典型工艺包括碎煤加压气化 Lurgi 炉的固定床工艺、常压 Winkler 炉的流化床和常压 KT 炉的气流床等，这些工艺都以氧 气为气化剂，实行连续操作，气化强度和冷煤气效率得到较大提高。第二代技术是 20世纪 70 年代由德国、美国等国家在第一代技术的基础上开发的加压气化工艺。我国煤 气化制氢工艺主要用于合成氨的生产，多年来开发了一批具有自主知识产权的先进煤气 化技术，如多喷嘴水煤浆气化技术、航天炉技术、清华炉技术等。第三代技术主要有煤 催化气化、煤等离子体气化、煤太阳能气化和煤核能余热气化等，目前仍处于实验室研 究阶段。
天然气化工。世界上约有 50 个国家不同程度地发展了天然气化工。天然气化工比 较发达的国家有美国、俄罗斯、加拿大等。美国发展天然气化工最早，产品品种和产量 目前居首位。在世界合成氨产量中，约 80%以天然气为原料。世界甲醇（甲醇生产以合 成气为原料，合成气成分为 H2 和 CO）生产中 70%以天然气为原料。天然气为原料的 乙烯装臵生产能力约占世界乙烯生产能力的 32%。中国天然气化工始于 20 世纪 60 年 代初，现已初具规模，主要分布四川、黑龙江、辽宁等地。我国天然气制氢主要用于生 产氮肥，其次是生产甲醇、甲醛、乙炔等。 电解水制氢。碱性水电解在 20 世纪前后开始实现碱性水电解制氢技术的工业化应 用，在经历了单极性到双极性、小型到大型、常压型到加压型、手动控制到全自动控制 的发展历程后，碱性水电解制氢技术已逐步进入成熟的工业化应用阶段。20 世纪 70 年 代起，质子交换膜（PEM）水电解制氢技术开始获得发展，并以其制氢效率高、设备集 成化程度高及环境友好等特点成为水电解技术的研究重点，逐步实现从小型化到兆瓦级 的发展。
未来电解水制氢技术将成为主流。美国、日韩和欧洲均将电解水制氢技术视为未来 的主流发展方向，聚焦碱水制氢技术规模化和 PEM 制氢技术产业化，重点围绕“电解 效率”、“耐久性”和“设备成本”三个关键降本性能指标推进整体技术研发，电解水制 氢成本结构与关键技术分析。目前，PEM 制氢技术的瓶颈在于设备成本较高、寿命较 低，且实际的电解效率还远低于理论效率（其制氢效率潜力有望超出碱水制氢技术）， 因此欧美发达国家正重点开展技术攻关以突破技术瓶颈，实现 PEM 制氢技术的更大发 展。固体氧化物制氢技术采用水蒸气电解，高温环境下工作，理论能效最高，但该技术 尚处于实验室研发阶段。
3. 化石能源制氢向清洁低碳转型3.1 合成气 变换反应是化石能源制氢的核心基理
合成气（CO H2）是有机原料之一，也是氢气和一氧化碳的来源。合成气（Syngas） 系指一氧化碳和氢气的混合气。合成气中 H2 与 CO 的比值随原料和生产方法的不同而 异，其 H2/CO 的摩尔比为 1/2 至 3/1。合成气是有机合成原料之一，也是氢气和一氧化 碳的来源，在化学工业中有着重要作用。制造合成气的原料多样，许多含碳资源如煤、 天然气、石油馏分、农林废料、城市垃圾等均可用来制造合成气。 利用合成气可以转化成液体和气体燃料、大宗化学品和高附加值的精细有机合成产 品，实现这种转化的重要技术是 C1 化工技术（凡包含一个碳原子的化合物，如 CH4、 CO、CO2、HCN、CHOH 等参与反应的化学，称为 C1 化学，涉及 C1 化学反应的工艺 过程和技术称为 C1化工）。自从 20 世纪 70 年代后期以来，C1化工得到世界各国较大重 视，以天然气和煤炭为基础的合成气转化制备化工产品的研究广泛开展。
变换反应进一步调节合成气（CO H2）中的碳氢比，是工业制氢的重要反应。水煤 气变换反应(water gas shift，英文缩写 WGS)，是以 CO 和 H2O 为原料，在催化剂的作 用下生成 H2 和 CO2的过程。该反应是工业制氢过程中的一个重要反应，亦可用于调节 合成气加工过程中的 H2/CO 比例，在合成氨、合成甲醇等传统工业领域及燃料电池领 域均有广泛应用。一氧化碳变换反应是可逆放热反应，而且反应热随温度升高而减小。
变换过程要看对合成气具体使用目的来决定取舍。变换是 CO 和 H2O 反应生成 H2 和 CO2的过程，可增加 H2量，降低 CO 量，当需要 CO 含量高时，应取消变换过程， 当需要 CO 含量低时，则要设臵变换过程。如果只需要 H2 而不需要 CO 时，需设臵高 温变换和低温变换以及脱除微量 CO 的过程。
合成气主要有煤制，天然气制，和油制三种生产方法。合成气分为三种方法，分别 为以煤为原料的生产方法，以天然气为原料的生产方法，以重油或渣油为原料的生产方 法。 （1）以煤为原料的生产方法。有间歇和连续操作两种方式。连续式生产效率高，技 术较先进，它是在高温下以水蒸气和氧气为气化剂，与煤反应生成 CO 和 H2 等气体， 这样的过程称为煤的气化。因为煤中氢含量相当低，所以煤制合成气中 H2/CO 比值较 低，适于合成有机化合物。 （2）以天然气为原料的生产方法。主要有转化法和部分氧化法。目前工业上多采用 水蒸气转化法，该方法制得的合成气中 H2/CO 比值理论上为 3，有利于用来制造合成氨 或氢气；用来制造其他有机化合物时（例如甲醇、醋酸、乙烯、乙二醇等），比值需要 再加调整。 （3）以重油或渣油为原料的生产方法。主要采用部分氧化法，即在反应器中通入适 量的氧和水蒸气，使氧与原料油中的部分烃类燃烧，放出热量并产生高温，另一部分烃 类则与水蒸气发生吸热反应而生成 CO 和 H2，调节原料中油、H2O 与 O2的相互比例， 可达到自热平衡而不需要外供热。
合成气主要应用于合成氨，合成甲醇等。工业合成气主要应用于合成氨，合成甲醇， 合成醋酸，烯烃的氢甲酰化产品，合成天然气、汽油和柴油等。其中，合成气制甲醇， 再由甲醇制乙烯，是煤制烯烃的主要途径。 （1）合成氨。合成氨工艺由含碳原料与水蒸气、空气反应制成含 H2 和 N2 的粗原 料气，再经精细地脱除各种杂质，得到 H2:N2 体积比为 3:1 的合成原料气，使其在 400-450℃、8-15MPa 及铁催化剂条件下进行。氨的最大用途是制氮肥，氨还是重要的 化工原料，它是目前世界上产量最大的化工产品之一。 （2）合成甲醇。将合成气中 H2/CO 的摩尔比调整为 2.2 左右，在 260-270℃， 5-10MPa 及铜基催化剂作用下可以合成甲醇。甲醇可用于制醋酸、醋酐、甲醛、甲酸 甲酯、甲基叔丁基醚（MTBE）等产品。 （3）合成其他产品。合成醋酸：首先将合成气制成甲醇，再将甲醇与 CO 基化合 成醋酸。合成烯烃的氢甲酰化产品：烯烃与合成气或一定配比的 CO 及 H2在过渡金属 配位化合物的催化作用下发生加成反应，生成比原料烯烃多一个碳原子的醛。合成天然 气：在镍催化剂作用下，合成气进行甲烷化反应，生成甲烷，称之为合成天然气（SNG）， 热值比 CO 和 H2高。
3.2 煤制氢
3.2.1 煤化工工艺路线
煤是由含碳、氢的多种结构的大分子有机物和少量硅、铝、铁、钙、镁的无机矿物 质组成。由于成煤过程的时间不同，有泥煤、褐煤、烟煤和无烟煤之分。按质量分数计， 泥煤含碳量为 60%-70%，褐煤含碳量为 70%-80%，烟煤含碳量为 80%-90%，无烟煤 含碳量高达 90%-93%。煤中氢和氧元素的含量顺序是：泥煤>褐煤>烟煤>无烟煤。煤的 综合利用可同时为能源、化工和冶金提供有价值的原料。煤化工加工路线主要有以下几 种。
（1）煤干馏（coal carbonization）。是在隔绝空气条件下加热煤，使其分解生成 焦炭、煤焦油、粗苯和焦炉气的过程。煤干馏过程又分为煤的高温干馏和煤的低温干馏 两类。煤的高温干馏（炼焦）：在炼焦炉中隔绝空气于 900-1100℃进行的干馏过程。产 生焦炭、焦炉气、粗苯、氨和煤焦油等。煤的低温干馏：在较低终温（500-600℃）下 进行的干馏过程，产生半焦、低温焦油和煤气等产物。煤干馏也是工业副产氢的来源。
（2）煤气化（coal gasification）。是指在高温（900-1300℃）下使煤、焦炭或半 焦等固体燃料与气化剂反应，转化成主要含有 H2、CO 等气体的过程。生成的气体组成 随固体燃料性质、气化剂种类、气化方法、气化条件的不同而有差别。气化剂主要是水 蒸气、空气或氧气。煤干馏制取化工原料只能利用煤中一部分有机物质，而气化则可利 用煤中几乎全部含碳、氢的物质。煤气化生成的 H2和 CO 是合成氨、合成甲醇以及 C1 化工的基本原料，还可用来合成甲烷，称为替代天然气（SNG），可作为城市煤气。煤 气化是化石能源制氢的主要来源之一。
（3）煤液化（coal liquefaction）。可分为直接液化和间接液化两类过程。煤的直 接液化是采用加氢方法使煤转化为液态烃，所以又称为煤的加氢液化。液化产物亦称为 人造石油，可进一步加工成各种液体燃料。加氢液化反应通常在高压高温下，经催化剂 作用而进行。氢气通常用煤与水蒸气汽化制取。煤的直接液化氢耗高、压力高，因而能 耗大，设备投资大，成本高。煤的间接液化是预先制成合成气，然后通过催化剂作用将 合成气转化为烃类燃料、含氧化合物燃料。
3.2.2 煤气化制氢
煤气化技术是煤炭清洁转化的核心和关键技术。中国的化石能源以煤为主，天然气 资源稀缺，目前氢气的来源也是以煤制氢为主（以煤气化为主）。煤制氢技术包括煤的 焦化制氢和煤的气化制氢。煤的焦化是在制取焦炭过程中，焦炉煤气作为副产品，含氢 量约 60%（体积分数）。煤焦化所得的煤气，目前大多作为城市煤气使用。煤气化制氢 在我国主要作为生产原料气用于合成氨的生产；近些年来，煤气化的原料气向合成甲醇、 二甲醚、醋酐和醋酸等方向发展。我国每年约有 5000 万吨煤炭用于气化。在各种煤转 化技术中，特别是开发洁净煤技术中，煤的气化是最有应用前景的技术之一。煤气化技 术是煤炭清洁转化的核心和关键技术。 煤气化过程中碳与水蒸气反应产生 H2，该反应为煤制氢工艺的关键。煤的气化过 程是热化学过程。它是以煤或焦炭为原料，以氧气、水蒸气等为气化剂，在高温条件下， 通过化学反应把煤或焦炭中的可燃部分转化为气体的过程。这些反应中，碳与水蒸气反 应的意义最大，它参与各种煤气化过程，此反应为强吸热过程。碳与二氧化碳的还原反 应也是重要的气化反应。气化生成的混合气称为水煤气。以上反应总过程为强吸热反应。
煤气化的生产方法及主要设备。煤气化过程需要吸热和高温，工业上采用燃烧煤来 实现。气化过程按操作方式来分有间歇式和连续式，前者的工艺较后者落后，现在逐渐 被淘汰。目前最通用的分类方法是按反应器分类，分为固定床（移动床）、流化床、气 流床和熔融床。至今熔融床还处于中试阶段，而固定床（移动床）、流化床和气流床是 工业化或建立示范装臵的方法。
3.3 天然气制氢
3.3.1 天然气化工工艺路线
天然气的主要成分是甲烷，甲烷含量高于 90%的天然气称为干气，C2-C4烷烃含量 在 15%-20%或以上的天然气称为湿气，天然气与石油共生称为油田伴生气。我国已有 陕甘宁、新疆地区、四川东部三个大规模气区，此外，煤矿中吸附在煤上的甲烷（煤层 气）、海上油田天然气等，储量也非常客观。天然气的热值高、污染少，是一种清洁能 源，在能源结构中的比例逐年提高。
（1）天然气制氢气和合成氨。2021 年从消费结构看，工业用气占天然气消费总 量的 40%；发电用气占比 18%；城市燃气占比 32%；化工化肥用气占比 10%。天然气 在化工领域的用途是制造氨和氮肥，尿素是当今世界上产量最大的化工产品之一。氨也 是制造硝酸及许多无机和有机化合物的原料。由天然气制氢是当前工业制氢的主要工艺 之一。目前工业上由天然气制氢气的技术主要有蒸汽转化法和部分氧化法。
（2）天然气经合成气路线的催化转化制燃料和化工产品。由天然气制造合成气 （CO H2），再由合成气合成甲醇开创了廉价制取甲醇的生产路线。以甲醇为基本原料， 可合成汽油、柴油等液体燃料和醋酸、甲醛、甲基叔丁基醚等一系列化工产品。合成气 还可以经过改良费托合成制汽油、煤油、柴油等。合成气直接催化转化为低碳烯烃、乙 二醇的工艺正在开发。
（3）天然气直接催化转化成化工产品。天然气中甲烷直接在催化剂作用下进行选择性氧化，生成甲醇和甲醛；在有氧或无氧条件下催化转化成芳烃，甲烷催化氧化偶联 生成乙烯、乙烷等。
（4）天然气热裂解制化工产品。天然气在 930~1230℃时，裂解生成乙炔和炭黑。 从乙炔出发可制氯乙烯、乙醛、醋酸、氯丁二烯、1，4-丁二醇、1，4-丁炔二醇、甲基 丁烯醇、醋酸乙烯、丙烯酸等乙炔化工产品。炭黑作橡胶的补强剂和填料，也是油墨、 电极、电阻器、炸药、涂料、化妆品的原材料。
（5）甲烷的氯化、硝化、氨氧化和硫化制化工产品。可分别制得甲烷的各种衍生 物例如氯代甲烷、硝基甲烷、氢氰酸、二硫化碳等。
（6）湿性天然气 C2-C4 烷的利用。湿性天然气中 C2-C4 可深冷分离出来，是优良 的制取乙烯、丙烯的热裂解原料，许多国家都在提高湿性天然气在制取烯烃原料中的比 例。
3.3.2 天然气水蒸气转化制氢
天然气水蒸气转化法为天然气制合成气的技术的主要方法。天然气中甲烷含量一 般大于 90%，其余为少量的乙烷、丙烷等气态烷烃，有些还含有少量氮和硫化物。其 他含甲烷等气态烃的气体，如炼厂气、焦炉气、油田气和煤层气等均可用来制造合成气。 目前工业上由天然气制合成气的技术主要有蒸汽转化法和部分氧化法。其中，蒸汽转化 法为天然气制合成气的技术的主要方法。 转化过程中甲烷与水蒸气反应产生 H2，该反应为制氢工艺的关键。蒸汽转化法是 在催化剂存在及高温条件下，使甲烷等烃类与水蒸气反应，生成 H2、CO 等混合气， 该反应为强吸热反应，需要外界供热。此法技术成熟，目前广泛应用于生产合成气、纯 氢气和合成氨原料气。 甲烷水蒸气转化反应必须在催化剂存在下才有足够的反应速率。倘若操作条件不适 当，析碳反应严重，生成的碳会覆盖在催化剂内外表面，致使催化活性降低，反应速率 下降。析碳更严重时，床层堵塞，阻力增加，催化剂毛细孔内的碳遇水蒸气会剧烈汽化， 致使催化剂崩裂或粉化，迫使停工，经济损失巨大。所以，对于烃类蒸汽转化过程要特 别注意防止析碳。
催化剂在天然气水蒸气转化过程中具有重要作用。天然气水蒸气转化，在无催化 剂时的反应速率很慢，在 1300℃以上才有较快的反应速率。然而在此高温下大量甲烷 裂解，没有工业生产价值，所以必须采用催化剂。催化剂的组成和结构决定了其催化性 能，而对其使用是否得当会影响其性能的发挥。 工业上一直采用镍催化剂（在贵金属中价格相对平便宜，转化效率高），并添加一 些助催化剂以提高活性或改善诸如机械强度、活性组分分散、抗结碳、抗烧结、抗水合 等性能。催化剂的促进剂有铝、镁、等金属氧化物。目前，工业上采用的镍催化剂有两 大类，一类是以高温烧结的α-Al2O3 或 MgAl2O4 尖晶石为载体，用浸溃法将含有镍盐 和促进剂的溶液负载到预先成型的载体上，再加热分解和煅烧，称之为负载型催化剂。 另一类转化催化剂以硅铝酸钙水泥作为黏结剂，与用沉淀法制得的活性组分细晶混合均 匀，成型后用水蒸气养护，使水泥固化而成，称之为黏结剂催化剂。
催化剂在使用中出现活性下降现象的原因主要有老化、中毒、积碳等。老化，催化 剂在长期使用过程中，由于经受高温和气流作用，镍晶粒逐渐长大、聚集甚至烧结，致 使表面积降低或某些促进剂流失、导致活性下降。中毒，许多物质，例如硫、砷等的化 合物，都是催化剂的毒物；最重要、最常见的毒物是硫化物，极少量的硫化物就会使催 化剂中毒，很快就完全失活。积碳，甲烷-水蒸气转化过程伴随有析碳副反应，同时也 有水蒸气消碳反应。析出的碳是否能在催化剂上积累，要看析碳速率与消碳速率之比， 当析碳速率小于消碳速率时，则不会积碳。这与温度、压力、组分浓度等条件有密切关 系。
3.4 煤炭、天然气制氢技术经济性分析
煤炭原料成本为 4.75 元/kg H2；仅天然气原料成本为 10.08 元/kg H2。我们计算得 出：当前煤炭价格为 950 元/吨，生产 1 吨氢气，仅煤炭原料成本为 4750 元；生产 1kg 氢气，仅煤炭原料成本为 4.75 元；标准状态下氢气密度 0.089 kg/m3，生产 1 m³H2 仅 煤炭原料成本为 0.423 元。标准状态下天然气密度 0.717 kg/m3，当前天然气价格为 3 元/m³，生产 1kgH2仅天然气原料成本为 10.08 元；标准状态下氢气密度 0.089 kg/m3， 生产 1 m³H2 仅天然气原料成本为 0.897 元。 成本假设：（1）天然气到厂价为 3 元/m 3，煤炭 950 元/t。（2）氧气外购 0.5 元/m 3； 3.5MPa 蒸汽 100 元/t，1.0MPa 蒸汽 70 元/t；新鲜水 4 元/m 3；电 0.56 元/kW·h。（3）煤制氢采用水煤浆技术，建设投资 12.4 亿元、天然气 制氢建设投资 6 亿元。人员费用统一。装臵 10 年折旧后残值 5%；修理费 3％/a，财务 费用按建设资金 70%贷款，年利率按 5%计。（4）比较范围为装臵界区内，建设投资不 含征地费以及配套储运设施。 该假设下，我们通过计算得出：煤制氢成本为 11.5 元·kg -1，天然气制氢成本为 15.6 元·kg-1。即在煤炭价格为 950 元/t，天然气价格为 3 元/m³ 时，煤制氢成本明显低于天然气制氢成本。
3.4 煤炭清洁路线
2023 年，我国将“推进煤炭清洁高效利用和技术研发，加快建设新型能源体系” 列入两会政府工作报告工作重点。我国富煤贫油少气的能源资源禀赋特点决定了煤炭 的主体能源地位短期内不会发生根本性变化。2022 年，我国煤炭消费超 40 亿吨，在 一次能源消费中占比仍高达 56.2%，同比 0.3 个百分点。煤炭利用产生的碳排放约占 化石能源消费碳排放 70%以上。当前形势下，加快煤炭清洁高效利用是支撑能源转型、 确保国家能源安全和实现―双碳‖目标的必然选择和坚强基石。 实现煤炭清洁高效利用主要分为两个维度。从源头上，需积极推动煤炭发电向清 洁低碳和灵活高效转型。如现役机组的“三改联动”和新建高参数大容量机组，从而 进一步提升煤电清洁高效发电能力，同时满足经济快速发展过程中对电力的需求。从 治理上来说，需大力开展超低排放和减污降碳技术研发。
4. 工业副产氢4.1 煤干馏副产氢
煤干馏（coal carbonization）是在隔绝空气条件下加热煤，使其分解生成焦炭、煤 焦油、粗苯和焦炉气（H2和 CH4）的过程。随着我国煤炭产业的发展，煤的焦化制氢工 艺已较为成熟，但其还存在投资成本大、反应过程中需用纯氧、产氢效率较低、副产物 CO2 产量大等缺点。并且煤的炼焦过程以制取焦炭为主，焦化过程只是其中的一步，含 有氢气的煤焦炉气（H2和 CH4）为该过程的副产物。 煤干馏过程主要经历如下变化。当煤料温度高于 100℃时，煤中的水分蒸发；温度 升高到 200℃以上时，煤中结合水释出；高达 350℃以上时，粘结性煤开始软化，并进 一步形成粘稠的胶质体（泥煤、褐煤等不发生此现象）；至 400-500℃时，大部分煤气 和焦油析出，称为一次热分解产物。在 450-550℃时，热分解继续进行，残留物逐渐变 稠并固化形成半焦，高于 550℃时，半焦继续分解，析出余下的挥发物（主要成分是氢 气），半焦失重同时进行收缩，形成裂纹；温度高于 800℃，半焦体积缩小变硬形成多 孔焦炭。当干馏在室式干馏炉内进行时，一次热分解产物与赤热焦炭及高温炉壁相接触， 发生二次热分解，形成二次热分解产物（焦炉煤气和其他炼焦化学产品）。因此，煤干 馏过程又分为煤的高温干馏和煤的低温干馏两类。
（1）煤的高温干馏（炼焦）。在炼焦炉中隔绝空气于 900-1100℃进行的干馏过程。 产生焦炭、焦炉煤气、粗苯、粗氨水和煤焦油。
1）焦炭是最传统的煤化工产品，可以作为还原剂、能源和供炭剂用于高炉炼铁、 冲天炉铸造、铁合金冶炼和有色金属冶炼，也可以应用于电石生产、气化和合成化学等 领域。我国拥有完整的焦化工业体系，在规模、产量、技术和管理等方面均处于世界领 先水平，为我国钢铁、化工、有色冶炼和机械制造等领域的国民经济发展做出了较大贡 献；
2）焦炉煤气主要成分是氢气（体积分数 54%-63%）和甲烷（体积分数 20%-32%）； 少量乙烯和 CO。焦炉煤气可用做气体燃料及化工原料。煤化工工艺利用焦炉煤气氢多 碳少（氢碳比约为 2.21）、粉煤气化生产的净合成气碳多氢少（氢碳比约为 1.73）的特 点，将二者进行混合，经过合成工艺生产甲醇。
3）粗苯中主要含苯、甲苯等单环芳烃，以及少量不饱和化合物，还有很少量的酚 类和吡啶等；
4）粗氨水可以进一步合成铵盐；
5）煤焦油中含有多种重芳烃（沥青）、酚类等及杂环有机化合物（如萘等），是制 取塑料、农药、医药等的原料。其中含量最大且应用广的是萘，目前工业萘来源仍以煤 焦油为主。煤焦油中的沥青是可用于筑路和制造碳素电极。
（2）煤的低温干馏。在较低终温（500-600℃）下进行的干馏过程，产生半焦、低 温焦油和煤气等产物。由于终温较低，分解产物的二次热解少，故产生的焦油中除含较 多的酚类外，烷烃和环烷烃含量较多而芳烃含量很少，是人造石油的重要来源之一，早 期的灯用煤油即由此制造。半焦可经气化制合成气。
4.2 烃类热裂解（脱氢或断链）
烷烃裂解是工业副产氢气的主要来源。乙烯、丙烯和丁二烯等低级烯烃分子中具有 双键，化学性质活泼，能与许多物质反应，生成一系列重要的产物，是化学工业的重要 原料。工业上获得低级烯烃的主要方法是将烃类热裂解。烃类热裂解法是将石油系烃类 燃料（天然气、炼厂气、轻油、柴油、重油等）经高温作用，使烃类分子发生碳链断裂 或脱氢反应，生成相对分子质量较小的烯烃、烷烃和其他相对分子质量不同的轻质和重 质烃类。
烃类裂解分为：烷烃裂解（正构和异构），烯烃裂解，环烷烃裂解和芳烃裂解等。 其中，烷烃裂解分为正构烷烃裂解和异构烷烃裂解。 正构烷烃。正构烷烃的裂解反应主要有脱氢反应和断链反应，对于 C5 以上的烷烃 还可能发生环化脱氢反应（生产环烷烃和 H2）。我们计算，乙烷脱氢反应，生成 1 吨乙 烯可副产 0.071 吨 H2。丙烷脱氢反应，生成 1 吨丙烯可副产 0.045 吨 H2。其中： 脱氢反应是 C-H 键断裂的反应，生成碳原子数相同的烯烃和 H2； 断链反应是 C-C 键断链的反应，生成碳原子数少于氢原子数的烷烃和烯烃。 异构烷烃。异构烷结构各异，其裂解反应差异较大，与正构烷烃相比有如下特点： 1）C-C 键或 C-H 键的键能较正构烷的低，故容易裂解或脱氢。2）脱氢能力与分子结 构有关，难易顺序为叔碳氢>仲碳氢>伯碳氢。3）异构烷烃裂解所得乙烯、丙烯收率远 较正构烷烃裂解所得收率低，而 H2、CH4、C4及 C4以上烯烃收率较高。
烃类裂解过程中，不断分解出气态烃和 H2，液态产物最终由于含氢量下降而结焦。 在 900~1100℃以上主要是通过生成乙炔的中间阶段，而在 500~900℃主要是通过生成 芳烃的中间阶段。生碳结焦反应是典型的连串反应，随着温度的提高和反应时间的延长， 不断释放出氢，残物（焦油）的氢含量逐渐下降，碳氢比、相对分子质量和密度逐渐增 大。随着反应时间的延长，单环或环数不多的芳烃，转变为多环芳烃，进而转变为稠环 环芳烃，由液体焦油转变为固体沥青质，再进一步可转变为焦炭。
2022 年我国乙烯（当量）产能 4986 万吨，副产氢气 354 万吨；丙烯产能 5540 万吨， 副产氢气 249 万吨。至 2025 年，乙烯（当量）产能预计增加至 7100 万吨，副产氢气 504 万吨；丙烯产能预计增加至 7751 万吨，副产氢气 349 万吨。
4.2 氯碱尾气副产氢
氯碱行业是以盐和电为原料生产烧碱、氯气、氢气的基础原材料产业。行业氯碱产 品种类多，关联度大，下游产品达到上千个品种，具有较高的经济延伸价值，广泛应用 于农业、石油化工、轻工、纺织、建材、电力、冶金、国防军工等国民经济各个部门， 在我国经济发展中具有举足轻重的地位，并与人民生活密切相关。此外，氯碱行业为含 氯消毒剂的主要生产来源，氯碱企业所生产的各类含氯消毒用品原料和产品，为疫情防 控提供消杀物资保障。
在氯碱生产过程中，主要工序包括整流、盐水精制、电解、氯氢处理、蒸发等几 大工序，其中电解、蒸发和固碱工序是主要用能工序，合计能耗占比达到 90%以上。由 于各企业烧碱产品结构不同，蒸发和固碱工序不是必配工序。加强烧碱蒸发和固碱加工 先进技术研发应用对于行业整体节能降碳具有重要意义。氯碱副产氢气，品质高，直接 适用于氢燃料电池使用。采用氯碱—氢能—绿电自用新模式，可直接节约电解用电量的 1/4 左右。氯碱工业的要工序是电解。工业上采用隔膜电解法、水银电解法和离子膜电 解法。当前应用较多的是隔膜电解法。
我们计算，生产 1 吨烧碱副产 H2为 0.025 吨，副产 Cl2 为 0.89 吨。2022 年我国 烧碱产能 4610 万吨，产量 3981 万吨，副产氢气总量达 99.5 万吨。根据上海氯碱化 工股份有限公司，每生成 1 吨烧碱的单位成本为 1456.6 元。
5.1 核心问题
反应原理。在电极两端施加足够大的电压时，水分子将在阳极发生氧化反应产生氧 气。在阴极发生还原反应产生氢气。因此，电解水反应分为：阳极析氧反应（OER）和 阴极析氢反应（HER）两个半反应。纯水作为弱电解质，电离程度低，导电能力较差， 在电解水制氢过程中通常会加入一些容易电离的电解质以增加电解液的导电性。碱性电 解质制氢效果强，且不会腐蚀电极和电解池等设备，通常采用浓度为 20%-30%的 KOH 或者 NaOH 溶液作为电解质。
能量转化问题。制氢过程所需要的总能量（焓变ΔH）可由电能（电能提供吉布斯 自由能变ΔG）与热能（TΔS）共同提供。从热力学角度，根据水分解热力学性质与温 度的关系，高温操作条件（500-800℃）使电解水反应能够在热中性电压下进行。这意 味着如果制氢现场有高质量的废热源，通过合理的热回收，从而降低了电能的需求，电 效率大大提升。此外，从动力学上，较高的操作温度也大大降低了析氧、析氢两个半反 应的过电位，使高温电解制氢具有天然的高效率优势，也避免了贵金属催化剂的使用。
（1）理论分解电压。某电解质水溶液，如果认为其欧姆电阻很小而可忽略不计， 在可逆情况下使之分解所必须的最低电压，称为理论分解电压。电极的平衡电极电位是 可以根据电解过程实际发生的电极反应、电解液组成和温度等条件，按能斯特公式进行 计算，这就是说，某一电解质的理论分解电压是可以通过计算而知的。
（2）实际分解电压。当电流通过电解槽，电极反应以明显的速度进行时，电极上 的反应电位已偏离平衡状态，而成为不可逆状态，这时的电极电位就不是平衡电极电位， 阳极电位偏正，阴极电位偏负。这样，能使电解质溶液连续不断地发生电解反应所必须 的最小电压叫作电解质的实际分解电压。显然，实际槽电压比理论分解电压大，有时甚 至大很多。
单位耗电成本问题。槽电压的大小直接影响电解时所消耗的电能，因为电能是以定 电荷数量通过一定的电位降（电压）来度量的。由于电解水无副反应，电流效率几乎 100%。理论分解电压 1.23V，由法拉第定律知每生产 1molH（2 标准状况下体积为 22.4L） 需要电量 2F，我们计算得出：
（1）每生产 1m3H2理论耗能为 2.9kwh（2.9 度电），实际耗能 4.79kwh（4.79 度电）
若实际槽电压取 2.0V，每生产 1m 3H2 则实际能量为 4.79kwh（4.79 度电），每生产 1m3H2能量效率为 61%
（2）每生产 1kgH2 理论耗能为 32.58kwh（32.58 度电），实际耗能 53.9kwh （53.9度电）
弃水、弃风和弃光。我国目前的可再生能源发电的利用率不高，大量存在弃水、弃 风和弃光。2020 年，全国弃水、弃风、弃光达 520 亿 kWh。其中弃水 301 亿 kWh， 弃风 166 亿 kWh，弃光 53 亿 kWh。弃水、弃风、弃光的经济损失 213 亿元。弃水、 弃风、弃光的主要原因是电力市场化改革滞后，电网建设不配套，电力系统调节能力不 足，消纳不畅。若将这部分电能转化为氢能存储，可制氢总量为 96.4 万吨。 系统内部关联及关键技术问题。电解系统：涉及应用场景，决定了电解槽类型及设 计特性；重点是电源系统及耦合控制。电解堆：涉及电解系统性能，决定了电解池关键 参数设计；重点是结构、密封及集成。单个电解池：涉及电解堆性能，决定了关键部件 的性能、成本和耐久性。重点是膜、催化剂、电极材料及制备。电解水制氢的核心问题 是：（1）以膜、催化剂和电极为核心的材料及制备问题。（2）以气泡产生和脱出为核心 的结构及控制问题。
5.2 电解水制氢技术分类
在技术层面，电解水制氢主要分为碱槽、PEM 水电解、固体氧化物（SOE）水电解。 其中，碱槽是最早工业化的水电解技术，已有数十年的应用经验，最为成熟；PEM 电解 水技术近年来产业化发展迅速，固体氧化物水电解技术处于初步示范阶段。从时间尺度 上看，碱槽技术在解决近期可再生能源的消纳方面易于快速部署和应用；但从技术角度 看，PEM 电解水技术的电流密度高、电解槽体积小、运行灵活、利于快速变载，与风电、 光伏（发电的波动性和随机性较大）具有良好的匹配性。我们认为，随着 PEM 电解槽 的推广应用，其成本有望进一步下降，而 SOE 等水电解的发展则取决于相关材料技术 的突破情况。
5.2 碱性水电解制氢
原理。碱性液体水电解技术是以 KOH、NaOH 水溶液为电解质，如采用石棉布等 作为隔膜，在直流电的作用下，将水电解，生成氢气和氧气。产出的气体需要进行脱碱 雾处理。碱性电解槽以含液态电解质和多孔隔板为结构特征。通常，碱性液体电解质电 解槽的工作电流密度约为 0.25A/cm2，能源效率通常在 60%左右。碱性液体水电解于 20 世纪中期就实现了工业化。该技术较成熟，运行寿命可达 15 年。 现状。根据《电解水制氢技术研究进展与发展建议》俞红梅等，我国碱槽装臵的安 装总量为 1500-2000 套，多数用于电厂冷却用氢的制备，国产设备的最大产氢量为 1000Nm3 /h。国内代表性企业有中国船舶集团有限公司第七一八研究所、苏州竞立制氢 设备有限公司、天津市大陆制氢设备有限公司等，代表性的制氢工程是河北建投新能源 有限公司投资的沽源风电制氢项目（4MW）。
优点。碱水制氢在碱性条件下可使用非贵金属电催化剂（如 Ni、Co、Mn 等），因 而电解槽中的催化剂造价较低。
缺点。（1）产气中含碱液、水蒸气等，需经辅助设备除去。（2）在液体电解质体系 中，所用的碱性电解液（如 KOH）会与空气中的 CO2 反应，形成在碱性条件下不溶的 碳酸盐，如 K2CO3。这些不溶性的碳酸盐会阻塞多孔的催化层，阻碍产物和反应物的传 递，大大降低电解槽的性能。（3）碱性液体电解质电解槽也难以快速的关闭或者启动， 制氢的速度也难以快速调节，因为必须时刻保持电解池的阳极和阴极两侧上的压力均 衡，防止氢氧气体穿过多孔的石棉膜混合，进而引起爆炸。因此，碱性液体电解质电解 槽就难以与具有快速波动特性的可再生能源配合。（4）碱性电解槽电流密度低，产氢压 力仅为 2.5-3MPa，不利于直接储运，需要进一步纯化加压。
碱槽制氢的核心问题在于如何同可再生能源耦合。《氢能产业发展中长期规划 （2021-2035 年）》提出，要充分发挥氢能作为可再生能源规模化高效利用的重要载体 作用及其大规模、长周期储能优势，促进异质能源跨地域和跨季节优化配臵，推动氢能、 电能和热能系统融合，促进形成多元互补融合的现代能源供应体系。 安全问题。将氢能系统同新能源电网耦合是一项非常具有挑战的任务，需要确保系 统的稳定性。由可再生能源供电的碱水电解槽的主要问题是由于低载荷负下引起的气体 杂质（氢氧混合），当外来气体污染达到 2vol.%时，可能会导致安全停机。因此，系统 只能在可再生能源充足的时间段运行，碱性电解水制氢系统的年运行时间受到限制。有 限的运行时间会导致系统的启停次数增加，这可能超过制造商预先设定的最多启停次 数，因此可能会降低预期的系统寿命。
电极失效。更重要的是，受到重复启停的影响，电极失效加速。已知镍电极在 5000 至 10000 次启停循环后会明显失效。当制氢系统耦合光伏发电时，在 20 至 30 年内就 已经达到 7000 至 11000 次循环。可再生能源的波动性加速了电极的失效。重复启停导 致电极失效的问题需要通过开发稳定的电极组合物或自修复电极表面来解决。 应对方案。采用若干能源组合的方式，可以避免由于制氢系统耦合单项可再生能源 造成的波动，从而提高整体效率。仅使用光伏发电时，法拉第效率大约为 40%；仅使用 风力发电时，法拉第效率约为 80%；但两种技术的结合可将法拉第效率提高到 85%以 上。 为了防止气体杂质达到爆炸下限，大多数碱性电解槽的部分负荷范围限制在其标准 负荷的 10%至 25%。最小负载以下的波动可以通过储能装臵来补充平衡；光伏电池板 和风力涡轮机为碱水电解槽供电的同时，储存的氢气可以通过燃料电池转化回电力。利 用额外的储能装臵可以将波动降为最低，从而使得整套氢能系统可以用于电网调节。 然而，在某些情形下补充储能不够充足，当气体杂质仍处于可容忍区域时，可以允 许较短时间内的无电极极化。阴极在低于约 0.25V 的电压时开始明显退化，因此，可以 在达到该电压前，系统可以一直保持关闭状态。该时间段的长短取决于电极材料，目前 在实验上已经可以实现大约 10 分钟的时间跨度。
5.3 质子交换膜电解制氢（PEM）
原理。由于碱性液体电解质电解槽仍存在着诸多问题需要改进，促使固体聚合物电 解质（SPE）水电解技术快速发展。首先实际应用的聚合物电解质为质子交换膜（PEM）， 因而也称为 PEM 电解水制氢。PEM 以质子交换膜替代石棉膜，传导质子，并隔绝电极 两侧的气体，同时，PEM 电解水池采用零间隙结构，电解池体积更为紧凑精简降低了 电解池的欧姆电阻，大幅提高了电解池的整体性能。 现状。国际方面，由于 PEM 电解槽运行更加灵活、更适合可再生能源的波动性， 许多新建项目开始转向选择 PEM 电解槽技术。过去数年，欧盟、美国、日本企业纷纷 推出了 PEM 电解水制氢产品，促进了应用推广和规模化应用，ProtonOnsite、 Hydrogenics、Giner、西门子股份公司等相继将 PEM 电解槽规格规模提高到兆瓦级。 其中，ProtonOnsite 公司的 PEM 电解水制氢装臵的部署量超过 2000 套（分布于 72 个 国家和地区），拥有全球 PEM 电解水制氢 70%的市场份额，具备集成 10MW 以上制氢 系统的能力；Giner 公司单个 PEM 电解槽规格达 5MW，电流密度超过 3A/cm2，50kW 水电解池样机的高压运行累计时间超过 1.5×105 h。
我国 PEM 电解水制氢技术正在经历从实验室研发向市场化、规模化应用的阶段变 化，逐步开展示范工程建设。国内的 PEM 电解水技术研究起步于 20 世纪 90 年代，针 对特殊领域制氢、制氧的需求，主要研发单位有中科院大连化学物理研究所、中船重工 集团 718 研究所、中国航天科技集团公司 507 所。中国科学院大连化学物理研究所从 20 世纪 90 年代开始研发 PEM 电解水制氢，在 2008 年开发出产氢气量为 8Nm3 /h 的电 解池堆及系统，输出压力 4.0MPa、纯度为 99.99%。2010 年大连化学物理研究所开发 出的 PEM 水电解制氢机能耗指标优于国际同类产品。从单机能耗上看，国内的 PEM 制 氢装臵较优，但在规模上与国外产品还有距离。2022 年 7 月，由国网安徽省电力有限 公司兆瓦级氢能综合利用示范站建成投产，标志着我国首次实现兆瓦级制氢-储氢-氢能 发电的全链条技术贯通，该示范站采用先进的质子交换膜水电解制氢技术，年制氢可达 70 余万标立方、氢发电可达 73 万千瓦时。
优点。相比碱性电解槽，PEM 电解槽的电流密度更大，通常在 10000A/m 2 以上， 远高于传统碱性电解槽的电流密度（通常在 3000-4000A/m2）。一方面，由于 PEM 电解 槽使用的质子交换膜相较碱性电解槽中使用的隔膜更薄，这提供了优秀的质子传导能力：另一方面，PEM 电解槽采用零间距结构，电解槽内部结构更为紧凑。这些优势都 有助于降低 PEM 电解槽运行时的欧姆电阻，借此提高电流密度，优化工作效率。PEM 的压力调控范围大，氢气输出压力可达数兆帕，适应快速变化的可再生能源电力输入。 总之，PEM 具有效率高、气体纯度高、绿色环保、能耗低、无碱液、体积小、安全可 靠、可实现更高的产气压力等优点，被公认为制氢领域极具发展前景的电解制氢技术之 一。
缺点。PEM 电解水制氢技术目前设备成本较高，PEM 电解槽的单位成本仍然远高 于碱性电解槽。由于 PEM 电解槽需要在强酸性和高氧化性的工作环境下运行，因此设 备对于价格昂贵的贵金属材料如铱、铂、钛等更为依赖，导致成本过高。目前中国的 PEM 电解槽发展和国外水平仍然存在一定差距。国内生产的 PEM 电解槽单槽最大制氢 规模大约在 200Nm3 /h，而国外生产的 PEM 电解槽单槽最大制氢规模可以达到 500Nm3 /h。相比于国外，国内利用可再生能源合 PEM 电解水制氢的项目也相对偏少。 国内大多数工业级可再生能源电解水制氢应用项目仍然以碱性水电解为主。
质子交换膜。质子交换膜是 PEM 电解槽的核心零部件之一。在 PEM 电解槽中， 质子交换膜即充当质子交换的通道，又作为屏障防止阴阳极产生的氢气和氧气互相接 触，并为催化剂涂层提供支撑。因此，质子交换膜需要具备极高的质子传导率和气密性， 极低的电子传导率。与此同时质子交换膜还需要具备良好的化学稳定性，可以承受强酸 性的工作环境，较强的亲水性也必不可少，这可以预防质子交换膜局部缺水，避免干烧。 质子交换膜的性能好坏，直接影响着 PEM 电解槽的运行效率和寿命。 质子交换膜的加工上仍然存在难度。和燃料电池使用的质子交换膜（厚度 10 微米 左右）相比，PEM 电解槽使用的质子交换膜更厚（150-200 微米），在加工的过程中更 容易发生肿胀和变形，膜的溶胀率更高，加工难度更大。目前使用的质子交换膜大多采 用全氟磺酸基聚合物作为主要材料。国内外使用最为广泛的主要为杜邦（科慕）的 NafionTM 系列,例如 Nafion115 和 Nafion117 系列质子交换膜，其他膜产品包括陶式 XUS-B204 膜以及旭硝子 Flemion 膜等。
电催化剂。阴、阳极催化剂是 PEM 电解槽的重要组成部分。由于阴、阳极催化剂 是电化学反应的场所，催化剂需要具备良好的抗腐蚀性、催化活性、电子传导率和孔隙 率等特点，才能确保 PEM 电解槽可以有稳定运行。和燃料电池相比，PEM 电解槽在催 化剂的使用上更加依赖贵金属材料。在 PEM 电解槽的强酸性运行环境下，非贵金属材 料容易受到腐蚀，并可能和质子交换膜中的磺酸根离子结合降低质子交换膜的工作性 能。 目前常用的阴极催化剂为以碳为载体材料的铂碳催化剂在酸性和高腐蚀性的环境 下，铂仍然可以保持较高的催化活性，确保电解效率，而碳基材料即为铂提供了载体, 也充当着质子和电子的传导网络。催化剂中的铂载量约在 0.4-0.6g/cm 2，铂的质量分数 约在 20%-60%之间。
气体扩散层（GDL）。气体扩散层(国外简称 GDL 或 PTL)，又称集流器，是夹在阴 阳极和双极板之间的多孔层。气体扩散层作为连接双极板和催化剂层的桥梁，确保了气 体和液体在双极板和催化剂层之间的传输，并提供有效的电子传导。在阳极，液态水通 过气体扩散层传导至催化剂层，被分解为氧气、质子和电子。生成的氧气通过气体扩散 层反向汇流至双极板，质子通过质子交换膜传导至阴极，电子则通过气体扩散层传导至 阳极侧双极板后进入外部电路。在阴极，电子从外部电路通过气体扩散层进入阴极催化 剂层，和质子反应后产生氢气。产生的氢气通过气体扩散层汇流至双极板。因此，为了 确保气、液运输效率和导电性能，气体扩散层既需要拥有合适的孔隙率，也需要拥有良 好的导电性，确保电子传输效率。 PEM 电解槽的气体扩散层材料选择和燃料电池的气体扩散层选择有所不同。燃料 电池通常选择碳纸作为阴极和阳极的气体扩散层材料。在 PEM 电解槽中，由于阳极的 电位过高，高氧化性的运行环境足以氧化碳纸材料，通常选择耐酸耐腐蚀的基材料作为 PEM 电解槽阳极气体扩散层的主要材料，并制作成钛毡结构以确保气液传输效率。
双极板（BP）。双极板不仅是支撑膜电极和气体扩散层的支撑部件，也是汇流气体 （氢气和氧气）及传导电子的重要通道。阴阳极两侧的双极板分别汇流阴极产生的氢气 和阳极产生的氧气，并将它们输出。因此，双极板需要具备较高的机械稳定性、化学稳 定性和低氢渗透性。阳极产生的电子经由阳极双极板进入外部电路，再通过阴极双极板 进入阴极催化层。因此，双极板还需要具备高导电性。 PEM 电解槽双极板和燃料电池双极板的结构和使用材料有很大的区别。在结构方 面，PEM 电解槽双极板不需要加入冷却液对设备进行冷却，使用一板两场的结构就可 以满足运行需求，相比于燃料电池双极板两板三场的结构更为简单。在材料方面，PEM 电解槽中阳极的电位过高，燃料电池常用的石墨板或者不锈钢制金属板容易被腐蚀降 解。使用钛材料可以很好的避免金属腐蚀导致的离子浸出，预防催化剂的活化电位收到 毒害。但由于钛受到腐蚀后，容易在表面形成钝化层，增大电阻，通常会在板上涂抹含 铂的涂层来保护钛板。
5.4 固体氧化物电解制氢（SOE）与核能制氢
SOE（solid oxide electrolysis）是高温固体氧化物电解池的简称，是在高温下将电 能和热能转化为化学能的电解设备。相比常温电解水，SOE 高温电水解可以提供更高 的能源转化效率。随着温度的不断上升，水电解需要的总能量增加幅度较小，但对电能 和热能的需求则产生了比较大的变化。在高温下，SOE 电解水对电能的需求量逐渐减 小，对热能的需求量逐渐增大。这意味着，SOE 电解设备在高温下工作时，可以有效 减少对高品质能源-电能的需求，并提升对低品质能源一废热的利用率。在未来，当可再 生能源或者先进核能供应充足时，SOE 可以成为大规模制氢的技术路线之一。从技术 原理上进行分类，SOE 可分为氧离子传导型 SOE 和质子传导型 SOE。 SOE 制氢分类。由于质子传导型 SOE 在技术层面的要求更高，尤其是材料选择上 存在很多障碍，目前的发展进度远远落后于氧离子传导型 SOE。在市场上，对 SOE 的 商业化尝试主要集中于氧离子传导型 SOE。氧离子传导型 SOE 在电解质中传导氧离子。 和质子传导型 SOE 有所区别的是，氧离子传导型 SOE 从阴极（氢电极）处供给水蒸气。 水分子在得到电子后生成氢气，并电离出氧离子。氧离子经过电解质传导至阳极后，经 氧化形成氧气。
SOE 制氢原理。水电解所需能量随温度变化而变化。SOE 电解的能量来源由电能 和热能两部分构成即：ΔH=ΔG TΔS 电解需要的 ΔG 随着温度的升高而降低；在 100℃ 时 ΔG 在整个所需能量 ΔH 中的比重约为 93%，而温度升高到 1000℃时只有约 72%。 随着 ΔG 的降低，水的理论分解电压也随温度的升高而降低，即高温下（600-1000℃） 电解水可以降低制氢过程中电能的消耗，增加热能的比例。 从热力学角度，高温电解相对低温电解具有更高的能量转化效率优势。目前的低温 电解方式如碱性电解和聚合物电解，由于其电解质为液态和聚合物，其工作温度一般在 100℃左右,而采用固体氧化物电解质完全可满足高温操作的要求。从动力学的角度，高 操作温度可以加快电极反应速率，使阴极和阳极的过电位显著降低，有效地减少了电解 过程的能量损失。SOE 采用氧离子导体材料作为电解质，其离子电导率随着温度的升 高而增加，进一步降低了其欧姆损失。
在国家“863 计划”支持下，我国 10MWt 高温气冷试验堆已在清华大学核能与新 能源技术研究院建成并实现满功率运行。在国家科技重大专项支持下，200MWe 高温气 冷堆核电站示范工程的建设正在进行；核能制氢和氦气透平等前瞻性技术的研发已开 展。在可用于核能制氢的反应堆堆型中，高温气冷堆因其高出口温度和固有安全性等优 势，被认为是最适合用于制氢的堆型。核能制氢是高温气冷堆发电外最重要的用途，将 为未来高温堆的应用拓展新的领域。核能制氢技术研发既有利于保持我国高温气冷堆技 术的国际领先优势，也为未来氢气的大规模供应提供了一种有效的解决方案，同时可为 高温堆工艺热应用开辟新的用途，对实现我国未来的能源战略转变具有重大意义。
5.5 电解水制氢技术经济性分析
电解水制氢成本经验公式。一般制氢成本分为固定成本和可变成本，固定成本包括 设备折旧、人工、运维等，可变成本包括制氢过程的电耗和水耗。由此得公式：制氢成 本=电价×单位电耗 （每年折旧 每年运维）/每年制氢总量 单位水耗×水价。
碱性电解水制氢成本。一般碱性电解槽的成本与其制氢能力有关，制氢能力越大， 成本越高。其中 1000Nm3 /h 的制氢能力是当前碱性电解槽单台设备制氢能力的上限， 其价格在 700 万-1000 万元之间。 我们假设：（1）1000Nm3 /h 碱性电解槽成本 850 万元，不含土地费用，土建和设 备安装 150 万元；（2）每 1m 3氢气消耗原料水 0.001t，冷却水 0.001t，水费 5 元/t；（3） 设备折旧期 10a，土建及安装折旧期 20a，采用直线折旧，无残值，设备每年折旧 10%， 土建和安装每年折旧 5%；（4）工业用电价格 0.4 元/kWh，每 1m 3氢气耗电 5kWh；（5） 每年工作 2000h，每年制氢 200 万 Nm3；（6）人工成本和维护成本每年 40 万元。 通过计算我们得出：碱性电解水制氢电耗成本占比为 74.9%，设备折旧费用占比为 15.7%，单位体积制氢成本为 2.67 元/m³ H2，单位质量制氢成本为 30.00 元/kgH2。降 低碱性电解水制氢成本的主要途径是降低电价。
根据国家发改委的《中国 2050 年光伏发展展望（2019）》的预测，至 2035 年和 2050 年光伏发电成本相比 2019 年预计约下降 50%和 70%，达到 0.2 元/kWh 和 0.13 元/kWh。我们对碱性电解水制氢成本进行敏感性分析建模，在电价为 0.2 元/kWh 时， 年产氢量为 200 万 Nm3情况下，碱槽制氢的成本为 18.8 元/kgH2；在电价为 0.13 元/kWh 时，年产氢量为 200 万 Nm3情况下，碱槽制氢的成本为 15.4 元/kgH2。伴随设备产氢 量的增加，制氢成本还会进一步降低。
PEM 电解水制氢成本。我们假设:（1）500Nm3 /h 的 PEM 电解槽成本 3000 万元， 不含土地费用，土建和设备安装 200 万元；（2）每 1m 3 氢气消耗原料水 0.001t，冷却 水 0.001t，水费 5 元/t；（3）设备折旧期 10a，土建及安装折旧期 20a，采用直线折旧， 无残值，设备每年折旧 10%，土建和安装每年折旧 5%；（4）工业用电价格 0.4 元/kWh， 每 1m 3氢气耗电 4.5kWh；（5）每年工作 2000h，每年制氢 100 万 Nm 3；（6）人工成本 和维护成本每年 40 万元。 通过计算我们得出：PEM 电解水制氢电耗成本占比为 50%，设备折旧费用占比为 43%，单位体积制氢成本为 5.25 元/m³ H2，单位质量制氢成本为 58.99 元/kgH2。设备折旧成本占比电解水制氢成本较大，除降低电价外，降低设备成本也是降低 PEM 电解 水制氢成本的主要途径。
我们对 PEM 电解水制氢成本进行敏感性分析建模，在电价为 0.2 元/kWh 时，年产 氢量为 100 万 Nm3 情况下，碱槽制氢的成本为 48.9 元/kgH2；在电价为 0.13 元/kWh 时，年产氢量为 100 万 Nm 3情况下，碱槽制氢的成本为 45.8 元/kgH2。
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精选报告来源：【未来智库】。「链接」
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