度與步驟(I)中包括甲烷的原料氣的進料速度之比為(1-10):1。氧源的流速(即進料速度)是根據(jù)能量衡算(也就是反應器與再生器間的熱量平衡)以及所希望得到的再生煙氣中C0/C02的比例決定的，只要在該范圍內根據(jù)實際需要進行調節(jié)即可。
[0042]在上述的甲烷催化裂解生產氫氣的方法中，優(yōu)選地，步驟(I)中的包括氫氣的生成氣包含氫氣、甲烷和CO中的一種或幾種組合，其中氫氣占所述生成氣總體積的70-100%。
[0043]在上述的甲烷催化裂解生產氫氣的方法中，優(yōu)選地，步驟(3)中的再生煙氣包含CO、CO2, H2,隊和H2O中的一種或幾種的組合。
[0044]根據(jù)本實用新型的【具體實施方式】，優(yōu)選地，上述的甲烷催化裂解生產氫氣的方法還包括以下步驟:對步驟(2)得到的包括氫氣的生成氣進行分離以除去未反應的甲烷和/或生成的CO，得到工業(yè)純氫。
[0045]本實用新型提供的甲烷催化裂解生產氫氣的方法是在催化劑存在的條件下，將預熱到一定溫度的原料氣送入高密度循環(huán)流化床反應器中，在一定的操作條件下將甲烷催化裂解為氫氣和積碳，然后將攜帶積碳的催化劑送入再生器，通過控制再生條件和再生氣體的類型，從而獲得CO或者合成氣，然后將再生完的催化劑重新輸送到反應器中循環(huán)使用，同時利用失活的催化劑上焦炭的燃燒放熱來為再生器供熱，利用再生催化劑攜帶的熱量為反應器供熱。該方法能夠聯(lián)產高純氫及CO或合成氣。而且該方法利用再生產生的熱量來提供整個系統(tǒng)的能量需要，通過控制再生過程燒炭的程度(也就是再生煙氣中的0)/0)2的比值)，調節(jié)再生器放出的熱量，進而調節(jié)系統(tǒng)熱量平衡，從而實現(xiàn)自熱操作。
[0046]與目前采用天然氣制氫和CO或合成氣的過程相比，本實用新型具有如下有益效果:
[0047](I)將甲烷催化裂解反應制氫和催化劑水蒸氣/空氣再生及選擇性氧化過程分別置于反應器和再生器內，分兩步完成，不僅可實現(xiàn)“反應”與“再生”的分離，消除巨大的爆炸隱患，而且可用空氣進行再生，避免使用純氧所帶來的空分成本；
[0048](2)反應器采用氣固高效接觸的高密度循環(huán)流化床，提高了傳質傳熱效率，有利于消除外擴散對甲烷催化裂解反應的影響，提高了催化劑的利用率，從而提高了整個過程的反應速率；再生器采用密相床/湍動床，有利于熱量的傳遞，避免了催化劑再生過程中局部過熱的問題；該反應-再生系統(tǒng)解決了反應過程連續(xù)操作和催化劑循環(huán)使用等問題，縮短了操作周期，提高了生產效率；
[0049](3)采用有利于甲烷催化裂解制氫和焦炭選擇性轉化的多功能高效催化劑，促進了甲烷的快速分解和焦炭的選擇性轉化，使得甲烷單程轉化率提高到80-100%，最大化地提高了原料的利用效率，降低了 CO2的排放，為大規(guī)模生產氫氣提供了可能；
[0050](4)可以方便地控制生成的氣體產物為純度高達70-100%的氫氣；在對氫氣純度要求不高的領域，甲烷與氫氣不需要分離，可以直接使用；在氫氣純度要求較高的領域，可以通過后續(xù)的分離提純工藝制備高純氫，由于氣體產物中不含碳氧化物，因此分離工序被大大簡化，從而降低了高純氫的生產成本；
[0051](5)反應生成的焦炭與空氣、水蒸氣等氧源進行選擇性氧化，可以調控積碳被氧化的程度，調節(jié)生成CO或者合成氣的量，在提高有效產品收率的同時，為整個系統(tǒng)提供了熱量，實現(xiàn)了系統(tǒng)自給熱，不僅降低了整個過程的能耗，節(jié)約成本，而且減少了 CO2的排放，提高了環(huán)境效益；
[0052](6)反應溫度相對較低，而且無需注入防止催化劑結焦的過量水蒸氣，進一步降低整個過程的能耗。
[0053]綜上所述，本實用新型提供的甲烷催化裂解生產氫氣的裝置能夠克服現(xiàn)有甲烷催化裂解制氫技術中甲烷轉化率低、產能小，積碳利用難以平衡環(huán)保和經濟效益之間的矛盾等問題，并且能夠高效催化裂解甲烷，同時能夠有效利用生成的積碳，降低能耗和成本，減少CO2排放，提高氫氣生產效率。
[0054]此外，除非另有說明，本實用新型中涉及的氣體純度水平和百分率是體積百分率。
[0055]另外，申請人具體地引入本公開文本中全部提到的參考文獻的全部內容。此外，當給出量、濃度或其它值或參數(shù)作為范圍、優(yōu)選范圍、或優(yōu)選上限值和優(yōu)選下限值的列舉時，這被理解為具體公開了由任意上限界限或優(yōu)選上限值和任意上限界限或優(yōu)選下限值的任何配對形成的所有范圍，而無論是否單獨公開這些范圍。當此處列舉數(shù)值范圍時，除非另有說明，該范圍包括其端點和該范圍內全部整數(shù)和分數(shù)。當定義范圍時，本實用新型范圍不限于列舉的具體值。
【附圖說明】
[0056]圖1是實施例的甲烷催化裂解生產氫氣的裝置的結構示意圖。
[0057]圖2是實施例的高密度循環(huán)流化床反應器的變徑結構示意圖。
[0058]圖3是實施例的再生器的變徑結構示意圖。
[0059]主要組件符號說明:
[0060]高密度循環(huán)流化床反應器1、沉降器2、再生器3、再生斜管4、待生斜管5。
【具體實施方式】
[0061]為了對本實用新型的技術特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，現(xiàn)對本實用新型的技術方案進行以下詳細說明，但不能理解為對本實用新型的可實施范圍的限定。
[0062]實施例1
[0063]本實施例提供了一種甲烷催化裂解生產氫氣的裝置，如圖1所示，該裝置包括:高密度循環(huán)流化床反應器1、沉降器2、再生器3、再生斜管4和待生斜管5 ;其中，所述高密度循環(huán)流化床反應器I包括一上粗下窄、二級變徑的腔體，所述腔體的底部設有入料管，腔體的頂部設有出料管；所述沉降器2包括一腔體以及一位于腔體中的氣固分離設備，所述腔體的底部設有物料入口，腔體的頂部設有生成氣出口，腔體的中或下部設有催化劑出口 ；所述高密度循環(huán)流化床反應器I的出料管通過所述沉降器2底部的物料入口通入所述沉降器2的腔體中；所述再生器3包括一上粗下窄、三級變徑的腔體以及一位于腔體中的氣固分離設備，所述腔體的底部設有催化劑出口管，腔體的頂部設有再生煙氣出口，腔體的中或下部設有催化劑入口，腔體的下部設有氧源入口 ；所述再生器3的催化劑出口管通過所述再生斜管4連接于所述高密度循環(huán)流化床反應器I的入料管；所述再生器3的催化劑入口通過所述待生斜管5連接于所述沉降器2的催化劑出口 ；所述高密度循環(huán)流化床反應器I的二級變徑的腔體的上部直徑與下部直徑的比例為1.5:1，如圖2所示；所述再生器3的三級變徑的腔體的上部直徑、中部直徑與下部直徑的比例為2.5:1.5:1，如圖3所示；所述再生器3為采用密相床或湍動床的再生器。
[0064]該裝置還可以包括兩套換熱設備，其中一套換熱設備為第一級換熱設備，另一套換熱設備為第二級換熱設備，所述第一級換熱設備和第二級換熱設備均為兩種流體之間換熱的換熱設備，所述第一級換熱設備的第一種流體入口連接于所述沉降器頂部的生成氣出口，所述第一級換熱設備的第二種流體入口連接于包括甲烷的原料氣氣源，所述第一級換熱設備的第二種流體出口連接于所述第二級換熱設備的第二種流體入口，所述第二級換熱設備的第一種流體入口連接于所述再生器頂部的再生煙氣出口，所述第二級換熱設備的第二種流體出口連接于所述高密度循環(huán)流化床反應器底部的入料管。
[0065]在上述的裝置中，所述高密度循環(huán)流化床反應器和再生器除進行變徑改造外，其他構造均可以為本領域常規(guī)的高密度循環(huán)流化床反應器和催化裂化催化劑再生器的構造，所述沉降器可以為本領域常規(guī)的用于氣固分離的沉降器。所述氣固分離設備也可以為本領域常規(guī)的氣固分離設備，例如旋風分離器等。所述第一級換熱設備和第二級換熱設備均可以包括一個或幾個本領域常規(guī)的換熱器，只要是兩種流體之間換熱的換熱器即可。
[0066]本實施例還提供了一種催化甲烷裂解生產氫氣的鎳基催化劑，該鎳基催化劑是通過以下方法制備得到的:
[0067]在78.25g擬薄水鋁石中加入300.48g去離子水，與80°C水浴中攪勻，加入鹽酸調節(jié)PH值約為3-4，得到載體的凝膠；將15.6g的硝酸鈷、16.2g的磷鎢酸混合加入到制備好的凝膠中，再加入70g的去離子水，機械攪拌均勻，之后lmL/min的速度滴加10mL的0.lmol/L的碳酸鉀溶液，于150°C烘干24小時，然后400°C焙燒18小時，冷卻后粉碎并篩分，得到改性載體；稱取50g改性載體加入39.8g硝酸鎳和40g去離子水的水溶液中，ImL/min的速度滴加10mL的0.lmol/L的碳酸鉀溶液，將沉淀洗滌過濾后，然后在140°C烘干12小時，之后在600°C焙燒17小時，冷卻后粉碎并篩分得到催化劑24.2Ν?0-15.0ffO3.6.2Co0.2.3K20.52.3A1203o
[0068]本實施例還提供了一種甲烷催化