本发明属于氢能源中的氢气制备，特别是涉及一种天然气水蒸气smr转化与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统。
背景技术：
1、氢能是当前最有前景的清洁能源之一，但是，按照获得或制备氢气过程是否有污染物排放而有“灰氢”与“绿氢”之别，其中，“灰氢”的制备过程主要是从含有碳氢元素的化石原料中经过催化热裂解重整转化及碳氢分离获得并排放出co2或co或其它污染物，包括天然气、甲醇、煤、重油等原料，而天然气水蒸气重整转化(简称“smr”)制备“灰氢”是目前全球规模最大、最为成熟且制氢成本最低的方法；“绿氢”的制备最典型的是水电解制氢，整个过程除了产出副产物氧气外基本是零排放，但是，水电解制氢本身需要消耗较高的能耗(电能)导致制氢成本较高，因其规模效应较小，进而比较适合小规模生产。
2、以天然气为原料制备“灰氢”方法主要有，水蒸气重整转化(smr)、部分氧化重整(por)、自热重整(atr)及等离子体重整等，其中天然气蒸汽重整转化(smr)是最为成熟普遍的传统制氢方法，具有很好的规模效应。典型的天然气蒸汽重整转化(smr)制氢过程是，先通过压缩后的原料天然气，然后通过脱硫后与水蒸汽，把两者进行有效的混合且预热至300～350℃，再进入smr转化炉进行重整转化反应，其转化温度700～850℃，压力2.5～4.0mpa，水/碳的比例为3～5，并在镍/镍系催化剂的作用下把天然气物质转化为氢气(h2)、一氧化碳(co)为主要组分的转化气，转化气再通过中、低温变换系统将其中的co变换为h2成为变换气，主要组分为h2与二氧化碳(co2)，然后经换热、冷却、分离后的变换气通过湿法吸收脱碳或变压吸附(psa)脱碳与提纯的物理分离过程，得到纯度大于99.99～99.999％的h2产品，而整个制氢过程的原料天然气(含燃料)的消耗为3.8～4.2nm3/nm3·h2。虽然smr转化制氢工艺成熟、规模大且制氢成本低而得到广泛应用，但是该法也存在着主要几个缺点：第一，从湿法脱碳或psa干法脱碳(常与psa提氢组合在一起)工序中得到的吸收/吸附解吸废气，大部分是含浓度较高的co2，通常作为废气排放，或进一步加工回收co2，而从psa中得到的解吸气，由于压力较低且有效燃料气(h2)含量低，一般可以作为转化炉燃料气的补充，大部分作为废气排放。由于在湿法吸收脱碳或干法吸附脱碳及psa解吸过程中产生大量的co2，难以被综合利用，所以，smr制氢工艺产生的h2产品气称之为“灰氢”，而且，制氢规模越大，产生的co2就越多，属于环境不友好型；第二，smr转化制氢产生但不排放co2，也就是对排放出来的co2实施碳捕集、碳封存，在碳捕集和封存的过程中会产生成本，由此所获得的h2产品气称为“蓝氢”，因而，“蓝氢”成本远高于“灰氢”；第三，转化炉通常是由安置在炉顶部的原料天然气燃烧室及辐射段与安置在炉下部的对流段提供转化所需的热量，并有余热产生蒸汽输出，系统热量不平衡，还要消耗原料天然气作为燃料气，能耗有所增加，同时，所消耗的原料天然气换来的是烟气(含大量的co2)排放量增加，并且需要更多的热交换使得排放烟气降温，h2产率浪费；第四，smr制氢装置的占地与体积相对庞大，尤其是高压需要的压缩机安全距离、转化工段的转化炉及分离提纯工段的多个psa吸附塔，难以形成小型撬装而直接建在加氢站内。
3、“绿氢”是利用可再生能源(如地热、海洋能、风电、光伏太阳能以及固体废弃物、生物质)等制氢，制氢过程完全没有碳排放，其中，水电解是制取“绿氢”的主要途径，是氢能发展的必要技术是实现“双碳”目标的重要支柱。水电解制氢是一种将水分解成氢(h2)和氧(o2)的电化学过程。目前水电解制氢根据电解隔膜的不同分为碱性水电解制氢技术(alk或awe，alkaline electrolysis)，质子交换膜制氢技术(pem，proton exchange membraneelectrolysis)和固体氧化物水电解制氢技术(soec，solid oxide electrolysis)，其中，质子交换膜水电解技术(pem)也称之为“固体聚合物水电解(spewe)水电解”，电解槽工作温度一般为60～100℃，结构与燃料电池相同，是由电解质膜/电极组件(mea)组成。电解质膜一般使用100～300μm阳离子交换膜(如nafion,flemion)，具有优异的气体分离功能，可得到压力为2～5mpa且纯度99.99％以上的氢气。此外，国外业已开发耐蒸汽的质子交换膜，工作介质为水蒸气，操作温度为100～120℃，产出的h2纯度与压力更高，能耗也就比较高。pem制氢在相同条件下比alk的电流密度大，这是因为mea结构缩短了电极之间的距离，使得电解质的欧姆损耗变小，因而可以实现高电流密度，使得制氢能耗比alk的更大。pem水电解制氢是继碱性水电解(alk)普及率较高的，大型化是pem水电解技术发展方向之一，目前国内外的pem制氢单台设备的产氢能力可达到1000～2000nm3/h以上。区别于碱性水电解制氢，pem水电解制氢选用具有良好化学稳定性、质子传导性、气体分离性的全氟磺酸或其它复合材料组成的质子交换膜为固体电解质替代石棉膜，能有效阻止电子传递，提高电解槽安全性。pem水电解槽主要部件由内到外依次是质子交换膜、阴阳极催化层、阴阳极气体扩散层、阴阳及端板等。其中扩散层、催化层与质子交换膜组成膜电极，是整个水电解槽物料传输以及电化学反应的主场所，膜电极特性与结构直接影响pem水电解槽的性能和寿命。相较于碱性水电解槽，由于pem水电解槽的工作电流密度较高(>2a/cm2)，总体效率高(74％～87％)，析出的氢气纯度更高(>99.99％)，产气压力更高(＞5mpa)，动态响应速度更快，能适应可再生能源发电的波动性，被认为是及具发展前景的水电解制氢技术。目前pem水电解制氢技术已在加氢站现场制氢、风电等可再生能源电解水制氢、储能等领域得到示范应用并逐步推广。但是，pem水电解制氢有几个明显的缺点：第一，虽然pem电解效率可以达到74～87％，比碱性水电解制氢高出许多，但总制氢效率不太高，一般为35～50％，大部分的有用效率仍然都用于制取副产物o2了，其制氢总效率是介于碱性水电解制氢与固体氧化物制氢之间。因而，充分利用水电解制氢副产o2是关系到pem制氢成本的因素之一；第二，由于制氢电流密度较高导致其能耗较高，制氢成本高，仅电解槽的单位能耗(电)就要高于整个天然气水蒸气smr转化制氢系统的单位能耗，并且，一般靠近加氢市场的地区都是电力比较紧张的，电价比较高，进而制氢成本更加高昂；第三，工作介质为水的电解槽本身的运行温度为60～100℃，工作介质为水蒸气的温度为100～120℃，需要预热水或高温蒸汽而消耗热能，采用电能来加热，制氢系统响应时间慢且进一步消耗电能。因而解决pem制氢的热源也是pem制氢的关键核心之一，并影响着pem制氢的成本。虽然pem电解槽得到的纯度为99.99％的h2，可以直接用于工业级用氢，但pem水电解制氢过程中质子膜常常会出现输入电流或电压不稳或质子膜层短路等状况，导致o2及h2o渗透到h2中，需要后续进行脱氧、干燥及进一步提纯h2，进而增加了能耗与能量的浪费，导致水电解制氢系统的能耗比较高。而质子膜及阴阳极材料的使用寿命短也是成本高企的重要原因之一；第四，碱性水电解(alk)制氢具有一定的规模效应，而pem水电解制氢目前的技术瓶颈在于大型化，其规模效应小，导致其制氢成本要大于碱性水电解制氢的成本。而加氢站内需要的水电解制氢小型撬装，虽然容易，但小于100nm3/h制氢规模的装置，其能耗更大，制氢成本更高。第五，pem水电解制氢的核心成本在于质子膜及阴阳极材料的成本，目前pem制氢的核心材料成本高昂，分摊到小型化装置的成本就会很高，这也是目前国内外不能完全推广加氢站内的水电解制氢的主要原因。
技术实现思路
1、为解决单纯的天然气水蒸气转化(smr)与质子交换膜水电解(pem)制氢技术存在的问题，本发明的首要目的在于提供一种在能量传递、转化效率以及能量平衡的紧凑与高效且可依据就近h2市场的沼气气源与电网资源供应情况自动切换制氢模块化的一种smr制氢与pem制氢高效耦合的混合制氢系统，即，一种天然气水蒸气smr制氢与质子交换膜水电解制氢耦合的混动制氢系统，充分利用smr制氢副产工艺蒸汽热源和pem水电解制氢副产氧气及需要热源/蒸汽的优势，调控制氢原料结构和包括加氢站内与集中供氢模式，克服smr制氢与pem制氢各自存在的缺陷并将这些缺陷转化为一种组合优势，实现制氢成本的降低，同时增加“绿氢”产出而减少“灰氢”比例。为此，提出如下技术方案，
2、1，一种天然气水蒸气smr转化与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统，其特征在于，混动制氢系统是由能源原料模块、质子交换膜水电解(pem)制氢模块、天然气水蒸气重整转化(smr)制氢模块、变压吸附(psa)提氢模块，以及各模块之间管道、阀门、换热器所构成，其中，能源原料模块是对天然气原料与能源预处理、电能、工艺水与锅炉水预处理，优化各原料组分与能量以适配下游模块要求，包括作为smr制氢模块的燃料气与原料气的天然气、psa提氢模块产生的解吸气作为燃料气、pem制氢模块产生的纯氧气体与来自混动制氢系统外作为助燃的补充空气的常温或加热器或换热器、常压或增压机、原料天然气脱硫与脱盐工艺水混合蒸汽的预处理，天然气发电机或水电或其它电力供应，工艺水、锅炉水脱盐预处理及换热、预热脱盐水与蒸汽储罐，以及模块内外的工艺原料、燃料、电力管网进出口管道与控制阀门；pem制氢模块主要由一级或多级串联/并联的质子交换膜水电解槽、储水罐、气液处理器、整流器、电加热器、控制系统、节流阀与旁路阀门、氢气(h2)与氧气(o2)气体冷却器、h2催化脱氧器，以及模块内外连接的电力、h2、o2气体管道与工艺(热/冷)水管道及控制阀门组成；smr制氢模块主要包括混合蒸汽的预热器、设有辐射列管且装填有镍/镍系转化催化剂的转化反应炉/器、中高温变换反应器、气液分离器、换热器、汽包、废热锅炉，以及模块内外连接的混合蒸汽、转化气、变换气、燃料气、psa提氢解吸气气体管道与脱盐水、锅炉给水、循环水管道及控制阀门；psa提氢模块由多个串联/并联的吸附塔、解吸气缓冲罐，以及模块内外连接的电力、h2产品气/解吸气、pem制氢模块流出的h2、bmr制氢模块流出的变换气气体管道，以及程序控制阀与调节阀组所构成，具体流程为，
3、(1)能源原料模块，来自城市燃气或工业天然气的大部分作为原料气，经压缩机增压至0.6～4.0mpa及预加热至250～380℃后进入加氢脱硫，来自
4、pem制氢模块的h2作为加氢来源，脱硫后的净化原料气，与新鲜的脱盐水蒸气及来自smr制氢模块流出的作为工艺蒸汽的中低压蒸汽混合形成天然气水蒸气混合蒸汽，进入smr制氢模块，除原料气外的其余来自城市燃气或工业天然气作为燃料气，与来自pem制氢模块流出的o2及来自psa提氢模块的解吸气，或系统外的空气混合进入smr制氢模块进行燃烧与补充燃料，为smr制氢模块中的转化炉或反应器提供热量，来自城市自来水或工业用水，经过脱盐后并经脱盐水预热至70～90℃作为工艺水进入smr制氢模块的除氧器并经热水泵调节，一部分作为工作介质输入pem制氢模块，一部分再经蒸汽锅炉形成的新鲜脱盐水蒸汽及转化炉对流段而形成工艺蒸汽，作为能源原料模块的工艺蒸汽进入蒸汽储罐，并经旁路阀门调控流出的工艺蒸气与净化脱硫后作为原料天然气混合形成混合蒸汽再进入smr制氢模块，或/及一部分作为pem制氢的蒸汽工作介质经节流阀流入pem制氢模块，来自smr制氢模块及
5、pem制氢模块中的排空烟气经过冷热交换与气液分离，其中的水返回预处理，气体排放，来自城市电网或工业电网的电力，直接接入pem制氢模块的控制系统，为其提供水电解制氢及电加热器开工或独立运行所需的电力，或采用现场发电设备或调峰电力，包括沼气直接发电、管网天然气发电、水电站、热电，为pem制氢模块提供电力；
6、(2)pem制氢模块，来自能源原料模块的电力输入接通由变压器与控制柜组成的控制系统并输入直流电压的同时，或工作介质为液态水工况下，从储水罐流出的70～90℃的预热脱盐水经调节阀，或工作介质为脱盐水蒸汽工况下，从水蒸气储罐流出的水蒸气经过节流喷射阀门得到的高温水蒸气，经冷却至100～120℃并脱除液态水后，流入电解槽，电解槽的操作温度分别为，70～100℃或100～120℃，从电解槽交换膜阳极析出浓度为98.5～99.5％、压力为0.3～4.0mpa的o2并经冷却器冷却后进入储氧罐，并作为燃料气输出进入smr制氢模块，从电解槽阴极析出浓度为
7、99.0～99.99％、压力为0.3～4.0mpa的h2经水气分离器脱除水后，一部分或直接或经催化脱氧、换热冷却后，或直接作为工业级h2产品气输出，一部分作为能源原料模块的原料天然气加氢脱硫的h2来源，或/及进入
8、psa提氢模块进行h2产品气的提纯制备；
9、(3)smr制氢模块，来自能源原料模块的天然气水蒸气混合蒸汽经对流式预热器预加热进入列管式转化炉或反应器进行重整转化反应，其中，转化炉或反应器列管内装填有镍/镍基催化剂，混合蒸汽流经列管内催化床层进行转化反应，反应温度为700～950℃，反应压力为0.6～4.0mpa，转化反应生成的转化气，再经转化废锅换热后进入中高温变换反应器，
10、反应温度为300～500℃，反应压力为0.6～4.0mpa，转化气经中高温变换反应后形成变换气，其组成为，70～85％h2、13～28％二氧化碳(co2)、小于1％一氧化碳(co)以及未反应完的甲烷(ch4)与其余微量碳氢化合物杂质，变换气经与锅炉给水、脱盐水换热后进入psa提氢模块进行提氢，转化炉或反应器反应所需的热量，是由能源原料模块的除原料气外的其余来自城市燃气或工业天然气作为燃料气，与来自pem制氢模块流出的o2及来自psa提氢模块的解吸气，或系统外的空气混合进入smr制氢模块进行燃烧与补充燃料，在转化炉顶部或下部或两侧的燃烧器进行燃烧所得到的流经列管外的高温烟气经辐射传热所获得，流出的高温烟气作为预热器热源或/及转化废锅热源，并经换热降温及处理后作为烟气排放；
11、(4)psa提氢模块，来自pem制氢模块纯度为99.0～99.99％直接或经催化脱氧后的h2与来自smr制氢模块含h2浓度为70～85％的变换气分别或混合进入由至少3个及以上且装载有吸附剂的复合床层吸附塔/器串联或并联或串并联并由吸附塔/器之间的管道、程序控制阀门与调节阀门组形成的变压吸附(psa)系统，吸附压力为0.6～4.0mpa，吸附温度为20～80℃，吸附塔/器交替切换进行包括吸附、均压、顺放、逆放、真空/冲洗、终充步骤的吸附与解吸循环操作，从中获得纯度大于等于
12、99.995％的h2产品气进入h2产品气罐，从中获得的解吸气进入缓冲罐后作为补充燃料气返回至smr制氢板块循环使用，由此，h2产品气的总收率大于等于82％。
13、更进一步的，所述的一种天然气水蒸气smr转换与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统，其特征在于，所述的pem制氢模块产生的纯度为99.0～99.99％且直接或/经催化脱氧的h2与smr制氢模块产生的含h2浓度为70～85％变换气之间的比例为1～4:6～9，该比例的调配是通过脱盐水/工艺蒸汽、原料与燃料天然气/pem制氢板块的o2/psa提氢板块的解吸气/补充空气的使用量的调控获得，其中，通过脱盐水或/及蒸气储罐出口处控制smr制氢模块所需的预热脱盐水或/及工艺蒸气流量的给水泵出口或/及旁路蒸汽节流阀开度或控制链接pem制氢模块的高温蒸气节流阀开度来调控进入smr制氢模块的工艺蒸气与进入pem制氢模块的预热脱盐水或/及高温蒸气流量分配为主。
14、更进一步的，所述的一种天然气水蒸气smr转化与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统，其特征在于，所述的pem制氢模块与smr制氢模块通过切换与关闭预热脱盐水/工艺蒸汽、原料/燃料天然气与pem制氢模块的o2/psa提氢模块的解吸气管道及物流管道之间的连接进行单独运行，其中，psa提氢板块的h2产品气流出量分别取决于pem制氢模块与smr制氢模块各自产出纯度为99.0～99.99％h2与含h2浓度为70～85％变换气的最大能力。
15、更进一步的，所述的一种天然气水蒸气smr转化与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统，其特征在于，所述的混动制氢系统产出的h2产品气能力为100～20,000nm3/h，其中，所述的pem制氢模块制氢能力20～5,000nm3/h，操作弹性10～120％，smr制氢模块为80～15,000nm3/h，操作弹性50～100％，psa提氢模块为20～20,000nm3/h，操作弹性30～110％。
16、更进一步的，所述的一种天然气水蒸气smr转化与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统，其特征在于，所述的pem制氢模块的工作介质为70～90℃的液态脱盐水，关闭其中的工艺蒸汽罐与节流喷射阀及高温蒸汽冷却器管道，来自能源原料模块的经循环泵输入的70～90℃的预热脱盐水，直接经连接pem水电解槽液态水进口的管道进入pem水电解槽进行电解，从隔膜阳极流出的o2纯度为98.5～99.2％，压力为0.3～2.0mpa，进入储氧罐后再作为燃料气进入smr制氢模块使用，从隔膜阴极流出的h2纯度为99.0～99.8％，压力为0.3～2.0mpa，且经气液分离、催化脱氧后，一部分作为能源原料模块的原料天然气加氢脱硫的h2，一部分直接或经加压后进入psa提氢模块进一步获得h2产品气。
17、更进一步的，所述的一种天然气水蒸气smr转化与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统，其特征在于，所述的smr制氢模块的转化炉/反应器中装填有低温转化催化剂，转化反应温度为400～600℃，转化反应压力调整为0.2～0.6mpa，能源原料模块中的原料天然气经鼓风机输送带压的工况下无需加压，同时，无需天然气作为燃料气，而是采用来自psa提氢模块的解吸气及采用来自pem制氢模块的o2作为燃烧气，且，pem制氢模块的工作介质为70～90℃预热脱盐水，进入psa提氢模块的来自pem制氢模块且经气液分离与催化脱氧、纯度为99.0～99.8％的h2与来自smr制氢模块的含h2浓度为70～85％变换气的压力均为0.2～0.6mpa，psa提氢模块的操作压力为0.2～0.6mpa，整个混动制氢系统无需加压，能耗进一步降低，适用于混动制氢系统的小型化撬装，制氢规模为100～2,000nm3/h。
18、更进一步的，所述的一种天然气水蒸气smr转化与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统，其特征在于，所述的smr制氢模块的转化炉/反应器中装填有双功能转化与变换催化剂，由此，从smr制氢模块转化炉/反应器流出的转化气中，co含量小于3～5％，无需经过中高温变换反应而直接进入psa提氢模块，其中，psa吸附塔/器所装填的复合吸附剂中必须增加专有的co分子筛装填量。
19、更进一步的，所述的一种天然气水蒸气smr转化与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统，其特征在于，所述的pem制氢模块产生的纯度为99.0～99.99％、压力为1.0～3.0mpa的h2，经气液分离、催化脱氧及热交换后，温度为60～90℃，直接进入由一级或多级串联组成的透氢钯膜系统，从渗透侧流出纯度大于等于99.999％的h2产品气，用于氢燃料电池充氢或半导体用氢，从非渗透侧流出的非渗透富h2气体，再进入psa提氢模块回收h2。
20、更进一步的，所述的一种天然气水蒸气smr转化与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统，其特征在于，所述的pem制氢模块中的pem水电解槽工作介质为70～90℃的预热脱盐水，从中产生的纯度为99.0～99.8％且经气液分离、催化脱氧或/及加压后的h2与smr制氢模块产生的含h2浓度为70～85％变换气，或混合后进入psa提氢模块中相同的一个或多个吸附塔/器进料口，或psa提氢模块中的吸附塔/器采用二段吸附时，来自smr制氢模块的变换气，先进入由至少三个吸附塔/器组成的一段psa脱碳(co2)，从中流出的脱碳变换气再与pem制氢模块产生的纯度为99.0～99.8％且经气液分离、催化脱氧或/及加压后的h2混合进入至少四个吸附塔/器组成的二段psa精制而获得h2产品气，纯度大于等于99.999％，从一段psa脱碳流出的一段解吸气直接作为烟气排放，从二段psa精制流出的二段解吸气为补充燃料气返回至smr制氢模块循环使用。
21、更进一步的，所述的一种天然气水蒸气smr转化与质子交换膜水电解耦合的混动制氢系统，其特征在于，所述的psa提氢模块中连接于各个吸附塔/器的程序控制阀与调节阀组，由一个多通道旋转阀替代，其中，每个吸附塔/器进出口与多通道旋转阀上下盘进出口相连，进出psa提氢模块的包括来自pem制氢模块产生的纯度为99.0～99.99％的h2与来自smr制氢模块产生的含h2浓度为70～85％变换气、流出psa提氢模块的h2产品气与解吸气、冲洗气、抽真空气，以及psa提氢模块内的包括均压气、顺放气、终充气、系统内冲洗气在内的工艺气体，均流经多通道旋转阀中的相应通道及管道而进出各个吸附塔/器，使得psa提氢模块适用于小型化撬装。
22、本发明的有益效果是：
23、(1)通过本发明充分利用传统的质子交换膜水电解(pem)制氢所产生的副产物o2及psa提氢所产生的解吸气作为传统的天然气水蒸气重整转化(smr)制氢燃料气而减少原料燃料气的消耗与烟气排放，同时将smr制氢过程中所产生的热量作为热源提供予pem制氢而达到70～90℃或100～120℃的操作温度，既降低了整个制氢系统的能耗及减少了废气排放，又大幅度增加了h2产品气的收率，弥补了水电解制氢成本高、转化率低问题，同时解决了传统的天然气smr制氢过多的富余热量综合利用的问题。
24、(2)通过本发明pem水电解制氢与smr天然气水蒸气转化制氢耦合，依据用氢市场地区的天然气价格及电价行情，可以灵活地切换调整两种制氢模式，使得运行成本进一步降低，比如，在晚间电价相对低廉时，通过工艺脱盐水控制阀门使得进入pem制氢模块的脱盐水/蒸汽流量加大而同时降低天然气进料与之匹配的脱盐水蒸气流量等手段，提高水电解制氢比例；在缺电季节反过来可提高天然气制氢比例；在对环境要求较高的地方降低天然气制氢比例而增加水电解制氢比例。
25、此外，本发明还可以一段时间内独立运行水电解制氢或天然气制氢，以便应对天然气或电力市场的波动。
26、(3)本发明充分利用pem水电解制氢模块中电解槽的交换膜材料及阴阳极材料、操作条件的不同而使得工作介质不同的特点，产生出不同压力的h2，与smr制氢模块采用低温催化重整转化催化剂匹配，而使得混动制氢系统的压力处于较低水平，设备投资及能耗进一步降低，且，pem水电解制氢的操作弹性是三种水电解制氢技术最大的，适用混动制氢系统的小型化撬装。
27、(4)本发明可以实施装置的小型化撬装，最小规模为20～100nm3/h，适合于加氢站内的制氢布局及分布式制氢，同时，利用水电解制氢产生的较高纯度h2与smr制氢模块产生的较低h2浓度的变换气的浓度不同，分别进入psa提氢模块中的不同的吸附塔/器进料，实现psa分离提纯h2效率最大化，或引入膜分离与psa提氢耦合，使得水电解制氢模块产生的h2纯度达到99.999％以上，可直接用于氢燃料电池与半导体用氢工况。
28、(5)本发明可以利用多样化的电力能源，包括水电、热电、光电、风电、核电等清洁能源，以及低碳与废物资源循环利用的天然气发电与生物质沼气、固废热电等，进一步提高了制氢的友好环境。