本发明涉及制氢领域，公开了电解水制氢气的装置和电解水制氢气的方法。所述装置包含：相互连通的除盐水系统、电解制氢系统和蒸馏冷凝系统；其中，所述除盐水系统的脱盐水出口和所述电解制氢系统的原料入口连通；所述除盐水系统的含盐浓水出口和所述蒸馏冷凝系统的原料入口连通；所述电解制氢系统的排液出口和所述蒸馏冷凝系统的热源管道入口连通；所述蒸馏冷凝系统的热源管道出口与所述电解制氢系统的电解质加注口连通，所述蒸馏冷凝系统的冷凝液出口与所述除盐水系统的原水入口可选地连通。本发明采用电解过程的余热，将其与含盐浓水换热

  1.一种电解水制氢气的装置，其特征是，所述装置包含：相互连通的除盐水系统、电

  所述蒸馏冷凝系统的热源管道出口与所述电解制氢系统的电解质加注口连通，所述蒸

  2.根据权利要求1所述的装置，其特征是，所述电解制氢系统包括：电解槽、氧气气液

  所述氧气气液分离器和所述电解槽连通，用于将来自所述电解槽的阳极产物进行分

  所述氢气气液分离器和所述电解槽连通，用于将来自所述电解槽的阴极产物进行分

  所述氧气气液分离器和所述氢气气液分离器和所述蒸馏冷凝系统连通，用于将所述碱

  3.根据权利要求2所述的装置，其特征是，所述蒸馏冷凝系统的热源管道出口和所述

  电解槽连通，用于将所述碱水‑1和碱水‑2降温后返回至所述电解槽作为电解质。

  4.根据权利要求3所述的装置，其特征是，所述蒸馏冷凝系统的热源管道出口和所述

  电解槽之间设置有碱液循环泵，用于将来自所述热源管道出口的流出物送入所述电解槽。

  5.根据权利要求1‑4中任意一项所述的装置，其特征是，所述蒸馏冷凝系统为线所述的装置，其特征是，所述真空蒸馏系统中设置有填料段，所述

  7.根据权利要求1所述的装置，其特征是，所述蒸馏冷凝系统还包括冷凝器，用于将

  S3、将所述碱水混合物作为热源对至少部分所述含盐浓水进行蒸馏和冷凝，得到蒸馏

  9.根据权利要求8所述的方法，其特征是，所描述的方法还包括：将S3得到的蒸馏水返回

  10.根据权利要求8或9所述的方法，其特征是，S2中，所述碱水混合物为所述电解得

  11.依据权利要求8所述的方法，其特征是，所描述的方法还包括：所述碱水混合物进行所

  12.根据权利要求8所述的方法，其特征是，S3中，所述蒸馏的压力为10‑60kPa。

  13.根据权利要求12所述的方法，其特征是，S3中，所述蒸馏的压力为15‑50kPa。

  14.根据权利要求13所述的方法，其特征是，S3中，所述蒸馏的压力为20‑40kPa。

  15.依据权利要求8所述的方法，其特征是，所述碱水混合物的温度为80‑95℃。

  16.依据权利要求8所述的方法，其特征是，S3中，以所述含盐浓水的总重量为基准，

  17.依据权利要求16所述的方法，其特征是，S3中，以所述含盐浓水的总重量为基准，

  18.依据权利要求8所述的方法，其特征是，所述蒸馏的回流比为0.05‑1.5：1。

  [0001]本发明涉及制氢领域，具体涉及一种电解水制氢气的装置和一种电解水制氢气的

  [0002]电解水制氢是氢能发展中必备环节，理论上电解获得1kg氢气需要投入9kg水，但

  是实际耗水量会高于该值，根本原因之一为电解槽需要采用纯水，一般是源头水经过反渗

  透等除盐水系统获得，在获得合格的除盐水后(25℃的电导率1μs/cm)，会形成一股相对源

  头用水盐份高3‑8倍的浓水(称为含盐浓水)，这股水当前一般直接外排，从而使得水资源利

  用率仅有70‑85％，业内基本未进行过水资源的回收利用；水资源回收利用的瓶颈在一定程

  度上制约了氢能的发展。因此，亟需一种可提升水资源利用率的电解水制氢工艺。

  [0003]本发明的目的是为客服现存技术存在的电解水制氢时水资源利用率较低的问

  题，提供一种电解水制氢气的装置和一种电解水制氢气的方法，该方法利用电解过程的余

  热，将其与含盐浓水换热并将含盐浓水进行蒸馏冷凝，得到蒸馏水，来提升了水的利用

  [0004]为实现上述目的，本发明第一方面提供一种电解水制氢气的装置，其中，所述装

  [0005]所述除盐水系统的脱盐水出口和所述电解制氢系统的原料入口连通；

  [0006]所述除盐水系统的含盐浓水出口和所述蒸馏冷凝系统的原料入口连通；

  [0007]所述电解制氢系统的排液出口和所述蒸馏冷凝系统的热源管道入口连通；

  [0008]所述蒸馏冷凝系统的热源管道出口与所述电解制氢系统的电解质加注口连通，所

  [0009]本发明第二方面提供一种电解水制氢气的方法，其中，所描述的方法包括：

  [0012]S3、将所述碱水混合物作为热源对至少部分所述含盐浓水进行蒸馏和冷凝，得到

  [0014]蒸馏水常规制备工艺采用蒸汽加热，加热源蒸汽温度高于水汽化温度，由于需要

  额外的能源，现存技术未将其在工业中应用。采用真空蒸馏系统获得蒸馏水的工艺尚未见

  [0015]本发明利用电解过程的余热，将电解制氢系统中具有余热的碱水混合物作为蒸馏

  冷凝系统的热源与含盐浓水进行间接换热，将含盐浓水蒸发冷凝得到的蒸馏水继续返回除

  [0016]在本发明的一些优选实施方式中，通过选择正真适合的蒸馏压力；将含盐浓水进行蒸

  馏冷凝时，选择正真适合的采出的蒸馏水占含盐浓水的比例；选择正真适合的真空蒸馏系统中填料

  段的高度，以及合适的蒸馏冷凝时蒸馏水的回流比，水资源利用率提高至90％‑98％，大幅

  [0021]在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或

  值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各

  个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个

  [0022]本发明第一方面提供一种电解水制氢气的装置，其中，所述装置包含：相互连通的

  [0023]所述除盐水系统的脱盐水出口和所述电解制氢系统的原料入口连通；

  [0024]所述除盐水系统的含盐浓水出口和所述蒸馏冷凝系统的原料入口连通；

  [0025]所述电解制氢系统的排液出口和所述蒸馏冷凝系统的热源管道入口连通；

  [0026]所述蒸馏冷凝系统的热源管道出口与所述电解制氢系统的电解质加注口连通，所

  [0027]本发明中，原水经所述除盐水系统分离后得到的除盐水在所述电解制氢系统中进

  行电解制氢，同时所述电解制氢系统排出的碱水混合物送入所述蒸馏冷凝系统作为蒸发所

  述除盐水系统排出的含盐浓水的热源，所述含盐浓水经所述蒸发和冷凝而得的蒸馏水可选

  [0028]根据本发明，优选地，所述电解制氢系统包括：电解槽、氧气气液分离器和氢气气

  [0029]所述氧气气液分离器和所述电解槽连通，用于将来自所述电解槽的阳极产物进行

  [0030]所述氢气气液分离器和所述电解槽连通，用于将来自所述电解槽的阴极产物进行

  [0031]所述氧气气液分离器和所述氢气气液分离器和所述蒸馏冷凝系统连通，用于将所

  [0033]根据本发明，优选地，所述蒸馏冷凝系统的热源管道出口和所述电解槽连通，用于

  [0034]根据本发明，优选地，所述蒸馏冷凝系统的热源管道出口和所述电解槽之间设置

  [0035]根据本发明，优选地，所述蒸馏系统为真空蒸馏系统，所述真空蒸馏系统能为单

  效真空蒸馏系统，也可以为多效真空蒸馏系统。使用多效真空蒸馏系统来进行蒸馏，可以在蒸

  馏水采出量较高时，仍能保证蒸馏水具有较低的电导率，且能进一步提升水资源利用率。

  [0036]根据本发明，优选地，所述蒸馏冷凝系统还包括冷凝器，用于将所述含盐浓水蒸发

  [0037]根据本发明，优选地，所述真空蒸馏系统中设置有填料段，所述填料段的高度大于

  等于1m。发明人发现在真空蒸馏系统中设置填料段能够降低蒸馏水的电导率，经测定所述

  填料段的高度不小于1m，能够大大降低蒸馏水电导率；如果不足1m，会导致蒸馏水电导率

  较高；其中的填料可以为本领域常规的填料，例如散堆填料和规整填料，其中，规整填料可

  [0038]本发明第二方面提供一种电解水制氢气的方法，其中，所描述的方法包括：

  [0041]S3、将所述碱水混合物作为热源对至少部分所述含盐浓水进行蒸馏和冷凝，得到

  [0042]根据本发明，优选地，所描述的方法还包括：将S3得到的蒸馏水返回至S1中进行所述除

  [0043]根据本发明，优选地，所述除盐的过程包括：将原水进行反渗透处理。

  [0044]本发明中，所述原水25℃的电导率为80‑1500μs/cm；除盐后得到的脱盐水25℃的

  [0045]根据本发明，优选地，S2中，所述碱水混合物为所述电解得到的阳极产物和阴极产

  [0046]根据本发明，优选地，所描述的方法还包括：所述碱水混合物进行所述蒸馏后降温至

  50‑100℃，更优选为65‑90℃，返回至所述电解中作为所述电解的电解质。温度降至此范围

  [0047]根据本发明，优选地，S3中，所述蒸馏的压力为10‑60kPa，优选为15‑50kPa，更优选

  为20‑40kPa。其中，压力指绝对压力。蒸馏的压力过低，会导致得到的蒸馏水的电导率较高，

  但对水资源利用率影响不大；而蒸馏的压力过高，虽然对蒸馏水的电导率影响不大，但是会

  [0049]根据本发明，优选地，S3中，以所述含盐浓水的总重量为基准，所述蒸馏和冷凝得

  [0050]原则上含盐浓水均可进行蒸馏和冷凝获得相应的蒸馏水，但是发明人发现，采出

  蒸馏水的量满足前述范围时，可最大限度地获得蒸馏水，还能大幅度降低结垢比例，同时还能

  [0051]由于采出蒸馏水的量较低时，会对水资源利用率有一定的不利影响，为了得到电

  导率较低的蒸馏水，且避免结垢的同时提高水资源利用率，以所述含盐浓水的总重量为基

  [0052]根据本发明，优选地，所述蒸馏的回流比为0.05‑1.5:1。蒸馏的回流比指的是蒸馏

  冷凝时返回蒸馏冷凝系统的蒸馏水的量和馏出的蒸馏水的量之比。蒸馏的回流比较低时，

  会导致得到的蒸馏水的电导率较高；蒸馏的回流比较高，会导致能源浪费，进一步优选地，

  [0053]经过控制蒸馏压力，采出蒸馏水的量，蒸馏的回流比，以及真空蒸馏系统中的填料

  段高度，可将蒸馏水的电导率控制在1‑30μs/cm，进一步能控制在1.5‑20μs/cm，更进一步

  可以控制在2‑10μs/cm，电导率小于等于10μs/cm的蒸馏水可立即进入电解槽使用，电导率

  大于10μs/cm的蒸馏水重新返回前端的除盐水系统来进行反渗透处理制备电解槽所需纯水。

  [0054]根据本发明的一种具体实施方式，在图1所示装置中进行电解水制氢气的方法包

  [0055]S1、将原水送入除盐水系统来进行除盐，分别得到脱盐水和含盐浓水；

  [0056]S2、将所述脱盐水送入电解槽1中进行电解制氢，分别得到阳极产物和阴极产物；

  其中，阳极产物包括氧气和阳极碱水混合物，阴极产物包括氢气和阴极碱水混合物；

  [0057]S3、电解槽1中的阳极产物和阴极产物分别送入氧气气液分离器3和氢气气液分离

  器2进行气液分离，得到的氧气和氢气分别从氧气气液分离器3和氢气气液分离器2的气相

  出口流出并进入下游，进行储存或者使用；得到的阳极碱水混合物和和阴极碱水混合物经

  混合后，得到温度为80‑95℃的碱水混合物，随后送入蒸馏冷凝系统5中作为热源，将至少部

  分含盐浓水进行蒸馏和冷凝，蒸馏冷凝系统5得到的蒸馏水送入除盐水系统用于制备脱盐

  水，碱水混合物作为热源将所述至少部分含盐浓水进行蒸馏后，降温至50‑100℃，经碱液循

  [0058]以下将通过实施例和对比例对本发明进行详细描述。以下实施例中，如无特殊说

  以下各实施例和对比例中，采用产氢量为1000Nm/h的电解槽和与其配套的除盐

  [0062]S1、将25℃电导率为520μs/cm的原水送入除盐水系统来进行除盐，每小时进水(原

  水)量为1020kg，经除盐水系统的反渗透处理分别得到流量为802kg/h、25℃电导率为6μs/

  [0063]S2、将S1得到的脱盐水送入电解槽1中进行电解制氢，分别得到阳极产物和阴极产

  物；其中，阳极产物包括氧气和阳极碱水混合物，阴极产物包括氢气和阴极碱水混合物；

  [0064]S3、电解槽1中的阳极产物和阴极产物分别送入氧气气液分离器3和氢气气液分离

  器2进行气液分离，得到的氧气和氢气分别从氧气气液分离器3和氢气气液分离器2的气相

  出口流出并进入下游；得到的阳极碱水混合物和和阴极碱水混合物经混合后，得到温度为

  87℃的碱水混合物，随后送入蒸馏冷凝系统5(单效真空蒸馏机组)中作为热源，流量为

  200m/h；将S1得到的含盐浓水进行蒸馏，蒸馏机组操作绝对压力为40kPa，蒸馏机组填料高

  度为2m，回流比为0.15；真空蒸馏机组顶部蒸馏出流量为198kg/h(以含盐浓水的总重量为

  基准，馏出的蒸馏水的量为91.7wt％，即采出含盐浓水的91.7wt％)、25℃电导率为28μs/cm

  的蒸馏水；蒸馏水送入除盐水系统用于制备脱盐水，碱水混合物经过线℃，经碱液循环泵4被送回至电解槽1中继续作为电解质使用。

  [0065]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为9.3kg，水资源利用率为97％。

  [0067]按照实施例1的办法来进行电解水制氢气，不同的是，S3中，用“蒸馏机组操作绝对压

  力为30kPa；蒸馏机组填料高度为1.5m；回流比为0.25”替换“蒸馏机组操作绝对压力为

  40kPa；蒸馏机组填料高度为2m；回流比为0.15”。真空蒸馏机组顶部蒸馏出流量为151.2kg/

  h(以含盐浓水的总重量为基准，馏出的蒸馏水的量为70wt％，即采出含盐浓水的70wt％)、

  [0068]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为9.6kg，水资源利用率为94％。

  [0070]按照实施例1的办法来进行电解水制氢气，不同的是，真空蒸馏机组的回流比不同，

  用“回流比为0.8”替换“回流比为0.15”。真空蒸馏机组顶部蒸馏出流量为198kg/h(以含盐

  浓水的总重量为基准，馏出的蒸馏水的量为91.7wt％，即采出含盐浓水的91.7wt％)、25℃

  [0071]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为9.3kg，水资源利用率为97％。

  [0073]按照实施例1的办法来进行电解水制氢气，不同的是，S3中，采出的蒸馏水的量不同。

  真空蒸馏机组顶部蒸馏出流量为129.6kg/h(以含盐浓水的总重量为基准，馏出的蒸馏水的

  量为60wt％，即采出含盐浓水的60wt％)、25℃电导率为1.2μs/cm的蒸馏水，得到的蒸馏水

  [0074]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为9.8kg，水资源利用率为91.5％。

  [0076]按照实施例1的办法来进行电解水制氢气，不同的是，S3中，蒸馏冷凝系统为三效真

  空蒸馏机组，每级真空蒸馏机组的填料高度均为2m，回流比均为0.15。第三级真空蒸馏机组

  顶部蒸馏出流量为205.2kg/h(以含盐浓水的总重量为基准，馏出的蒸馏水的量为95wt％，

  即采出含盐浓水的95wt％)、25℃电导率为15μs/cm的蒸馏水，蒸馏水送入除盐水系统用于

  [0077]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为9.1kg，水资源利用率为99％。

  [0079]按照实施例1的办法来进行电解水制氢气，不同的是，蒸馏的压力不同，用“蒸馏机组

  操作绝对压力为15kPa”替换“蒸馏机组操作绝对压力为40kPa”。真空蒸馏机组顶部蒸馏出

  流量为203kg/h(以含盐浓水的总重量为基准，馏出的蒸馏水的量为94wt％，即采出含盐浓

  水的94wt％)、25℃电导率为86μs/cm的蒸馏水，蒸馏水送入除盐水系统用于制备脱盐水。

  [0080]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为9.3kg，水资源利用率为97％。

  [0082]按照实施例1的办法来进行电解水制氢气，不同的是，蒸馏的压力不同，用“蒸馏机组

  操作绝对压力为51kPa”替换“蒸馏机组操作绝对压力为40kPa”。真空蒸馏蒸发量下降，从机

  组顶部蒸馏出流量仅为52kg/h(以含盐浓水的总重量为基准，馏出的蒸馏水的量为24wt％，

  即采出含盐浓水的24wt％)、25℃电导率为28μs/cm的蒸馏水，蒸馏水送入除盐水系统用于

  [0083]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为10.5kg，水资源利用率为85％。

  [0085]按照实施例1的办法来进行电解水制氢气，不同的是，S3中，真空蒸馏机组不进行回

  流。真空蒸馏机组顶部蒸馏出流量为198kg/h(以含盐浓水的总重量为基准，馏出的蒸馏水

  的量为91.7wt％，即采出含盐浓水的91.7wt％)、25℃电导率为472μs/cm的蒸馏水，蒸馏水

  [0086]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为9.6kg，水资源利用率为93％。

  [0088]按照实施例1的办法来进行电解水制氢气，不同的是，S3中，用“蒸馏机组填料高度为

  0.4m”替换“蒸馏机组填料高度为2m”。真空蒸馏机组顶部蒸馏出流量为198kg/h(以含盐浓

  水的总重量为基准，馏出的蒸馏水的量为91.7wt％，即采出含盐浓水的91.7wt％)、25℃电

  [0089]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为9.4kg，水资源利用率为96％。

  [0091]按照实施例1的办法来进行电解水制氢气，不同的是，采出的蒸馏水的量不同。S3中，

  真空蒸馏机组顶部蒸馏出流量为213.8kg/h(以含盐浓水的总重量为基准，馏出的蒸馏水的

  量为99wt％，即采出含盐浓水的99wt％)、25℃电导率为143μs/cm的蒸馏水，蒸馏水送入除

  [0092]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为9.1kg，水资源利用率为99％。同时底部运行

  [0094]按照实施例1的办法来进行电解水制氢气，不同的是，装置不含真空蒸馏机组，含盐

  [0095]S1、将25℃电导率为520μs/cm的原水送入除盐水系统来进行除盐，每小时进水(原

  水)量为1020kg，经除盐水系统的反渗透处理分别得到流量为802kg/h、25℃电导率为6μs/

  [0096]S2、将S1得到的脱盐水送入电解槽1中进行电解制氢，分别得到阳极产物和阴极产

  物；其中，阳极产物包括氧气和阳极碱水混合物，阴极产物包括氢气和阴极碱水混合物。电

  解槽1中的阳极产物和阴极产物分别送入氧气气液分离器3和氢气气液分离器2进行气液分

  离，得到的氧气和氢气分别从氧气气液分离器3和氢气气液分离器2的气相出口流出并进入

  [0097]按照氢气产量为1kg计，原水耗水量为11.4kg，水资源利用率为79％。

  [0098]由各实施例和对比例的结果能看出，按照本发明的装置和办法来进行电解水制氢

  气，水资源利用率达85％以上，而对比例1电解水制氢气时的含盐浓水直接排放，不进行蒸

  馏冷凝，水资源利用率仅为79％，说明采用本发明的装置和办法来进行电解水制氢气能够有

  [0099]另外，实施例4降低了蒸馏水的馏出量，与实施例1相比，得到的蒸馏水的电导率降

  低，但是水资源利用率也有所降低；实施例10增加了蒸馏水的馏出量，与实施例1相比，虽然

  水资源利用率有所提高，但是得到的蒸馏水的电导率有所增加，蒸馏装置运行125小时后结

  垢明显，装置不可持续运作；说明蒸馏水的馏出量满足一些范围时，能够在水资源利用率较

  高的同时，降低结垢比例，同时还能够逐步降低获得的蒸馏水的电导率。实施例5使用三

  效真空蒸馏机组进行蒸馏，与实施例1相比，水资源利用率有所提高，且得到的蒸馏水的电

  导率有所降低，说明使用多效真空蒸馏系统来进行蒸馏，可以在蒸馏水采出量较高时，仍能保

  证蒸馏水具有较低的电导率，且能进一步提升水资源利用率。实施例6降低了蒸馏的压力，

  与实施例1相比，水资源利用率没有变化，但得到的蒸馏水的电导率有所增加；实施例7升高

  了蒸馏的压力，与实施例1相比，水资源利用率有所降低，但得到的蒸馏水的电导率没有变

  化。实施例8真空蒸馏机组不进行回流，与实施例1相比，水资源利用率有所降低，且得到的

  蒸馏水的电导率也有所增加。实施例9减小了蒸馏机组中的填料高度，与实施例1相比，水资

  源利用率有所降低，且得到的蒸馏水的电导率也有所增加。以上结果说明，只有蒸馏压力，

  蒸馏水馏出的量，蒸馏的回流比以及蒸馏机组中的填料高度都满足一些范围，才能在获得

  [0100]以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技

  术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其

  它的合适方式来进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于

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