CN110963464A - 一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，包括天然气预处理为两股气，即进料气1和进料气2，进料气1进行甲烷催化热裂解后进行提氢，进料气2进行甲烷水蒸气重整转化后进行提氢，同时将甲烷水蒸气重整转化产生的烟气余热作为进料气1的预热热源。本发明将传统的甲烷水蒸气重整转化制氢工艺与先进的甲烷催化热裂解制氢工艺进行有机的耦合，使得传统的SMR制氢工艺所副产多余的热量得到了综合利用，解决了在天然气直裂解制氢反应温度过高、能耗高、催化剂容易因积碳而失活的问题，弥补了甲烷直裂解制氢技术的空白，氢气产品的纯度高，收率高，制氢效率大大提高，生产成本得到了降低。

Description

一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法
技术领域
本发明涉及天然气为原料制备氢气技术领域，尤其涉及一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法。
背景技术
现有的天然气或甲烷制氢技术比较普遍与成熟，其中包括主要的天然气水蒸气重整制氢，以及天然气等离子法制备炭黑等碳产品副产H2等。
以氢气为主要产品的典型制氢技术是天然气水蒸气重整制氢(SMR)，在国内外业已被广泛应用。不过，在SMR制氢过程中，其重整转化过程会产生大量的余热，通过烟气而排放，浪费了能源与污染空气。
甲烷直裂解制备炭黑副产氢气的工艺比较成熟，包括以各种含碳物质为原料(主要是烃类)的油炉法、气炉法、混气法、等离子体法等，占到了炭黑生产的90-98％以上，炭黑产品主要用于橡胶和非橡胶的生产。不过，反应温度一般在900～1000℃以上，其中，等离子体法更是在1400～1600℃以上，能耗较高。此外，甲烷直裂解制备炭黑的转化率较低，一般在30～50％左右，几乎很少产生氢气，并且只有等离子体法，在制备炭黑为主要产品的前提下副产少量的氢气。
采用一定的催化剂对甲烷进行无氧的直接裂解制备氢气副产碳产品，国内外进行了许多研究与开发，但能实现大规模商业化应用的几乎很少，尤其是以制氢为主要目的而以副产炭产品为辅的过程开发更少。原因在于，由于甲烷催化热裂解反应是吸热反应，需要系统外的热源提供足够的反应温度，能耗大，甲烷催化直裂解产生氢气的反应，一般需要很高的反应温度，甲烷的转化率随反应温度的上升而增加，反应温度越高，能耗就越高，副产的碳在催化剂表面上的累积越多，容易造成催化剂积碳而失活。因此，甲烷催化直裂解反应的催化剂，既要满足氢气选择性高而甲烷转化率高，又要满足炭产品不会因结碳而导致催化剂失活，这是有相当的难度。单凭甲烷催化热裂解反应中所需的催化剂选择且目标产物是以制氢为主要目的的，必须使得氢气选择性高且甲烷的转化率也要高，这是一个悖论。此外，甲烷催化直裂解循环反应气比例的选择与调节，是从工艺上解决单凭催化剂选择来实现甲烷转化率、利用率高、氢气收率同时又要高的技术瓶颈的一条出路。
发明人经过多年研究发现，将甲烷水蒸气重整制氢工艺与甲烷催化热裂解制氢工艺整合，甲烷水蒸气重整反应能产生大量的烟气余热，可以提供给甲烷催化直裂解反应所需的热源，还可以弥补或减缓单凭甲烷催化热裂解反应中所需的催化剂选择且目标产物是以制氢为主要目的的，必须使得氢气选择性高且甲烷的转化率也要高这一悖论，同时弥补单凭催化剂或其工艺的选择来实现循环反应气比例的局限性。
发明内容
本发明的目的在于：提供一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，通过将传统的甲烷水蒸气重整转化制氢工艺与先进的甲烷催化热裂解制氢工艺进行有机的耦合，使得传统的SMR制氢工艺所副产多余的热量得到了综合利用，解决了在天然气直裂解制氢反应温度过高、能耗高、催化剂容易因积碳而失活的问题，弥补了甲烷直裂解制氢技术的空白，氢气产品的纯度高，收率高，制氢效率大大提高，生产成本得到了降低。
本发明采用的技术方案如下：
为实现上述目的，本发明提供一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，包括以下步骤：
(1)天然气预处理：天然气脱硫后，分成两股气，一股气经脱烃、干燥脱水、预热器预热和加热炉加热后，得到温度为450～700℃的进料气1，另一股气作为进料气2；
原料天然气包括工业或商业天然气，工业化规模流量为50～50000Nm3/h，甲烷(CH4)浓度超过80～90％(v/v，以下类同)，其中的碳二及碳二以上组分的烯烃含量小于100ppm，碳四及碳四以上的烃类含量小于1～3％，水含量小于1％。
(2)甲烷催化热裂解：进料气1进入甲烷催化热裂解反应器(TCDR)中，在反应温度为450～700℃，反应压力为1.0～4.0MPa条件下进行催化热裂解反应，生成反应混合气体1，经过滤和换热后进入提氢系统；
(3)甲烷催化热裂解再生：甲烷催化热裂解反应器待反应结束后，采用经过滤后的反应混合气体1作为吹扫载气，在压力为1.0～4.0MPa，温度为450～700℃的条件下，与进料气1流动方向相反进行逆向吹扫反应器中催化剂表面上副产生成的碳产品，使催化剂再生，吹扫尾气经过滤后循环使用；
所述的反应器中催化剂表面上副产生成的碳产品为一种纤维状的碳素，经过吹扫、有机溶剂清洗、超声波干燥、焙烧与冷却，可作为生产油墨的原料。
(4)甲烷水蒸气重整转化反应：进料气2与水蒸气混合并预热至300～500℃后进入甲烷水蒸气重整转化炉(SMR)中，在反应温度为700～900℃，反应压力为1.0～4.0MPa条件下进行重整转化反应，生成重整转化气；
(5)转化气变换反应：重整转化气进入装载有过渡金属铁基为主要活性组分的催化剂的中低温变换炉(WSR)中，在反应温度为150～400℃，反应压力为1.0～4.0MPa条件下进行重整转化气的变换反应，生成反应混合气体2，经换热冷却和脱碳后进入提氢系统；
所述的甲烷水蒸气重整转化炉产生的烟气余热和加热进料气1产生的烟气余热，均作为进料气1的预热热源。
优选地，所述步骤(2)中甲烷催化热裂解反应器有两台，且两台并联设置，当一台甲烷催化热裂解反应器进入甲烷催化热裂解再生工序时，另一台与之并联的甲烷催化热裂解反应器则进行甲烷催化热裂解反应，两台甲烷催化热裂解反应器交替进行甲烷催化热裂解和再生，以便保持进料气1与反应混合气体1的连续进料与出料。
优选地，步骤(2)中所述的甲烷催化热裂解反应器中装载有活性金属组分的碳纳米管催化剂，所述碳纳米管催化剂包括活性组分，载体，基体，助催化组分和促进剂，活性组分为镍、钴、铁金属及其氧化物，助催化组分为镧系金属及其氧化物，促进剂为钾，负载活性组分、助催化剂与促进剂组分的载体为碳纳米管，基体为三氧化二铝；碳纳米管催化剂各成分的质量分数为：镍10～20％、钴20～30％、铁5～15％、镧1～5％、钾1～5％，其余量为载体和基体。
优选地，步骤(4)中所述的甲烷水蒸气重整转化炉中装载有镍基活性金属组分的催化剂。
优选地，步骤(5)中反应混合气体2脱碳采用二氧化碳吸收脱碳：以有机胺为吸收溶剂，从吸收脱碳塔顶部进入，与自下而上的反应混合气体2逆向接触，形成的富含二氧化碳的吸收液，从吸收脱碳塔底部流出，经过循环泵输入二氧化碳解吸塔上部进行解吸，二氧化碳从解吸塔顶部溢出排放，经再生后得到的有机胺吸收溶剂，重新返回到吸收塔循环使用，从吸收塔顶部流出的富氢气，进入提氢系统。
优选地，步骤(5)中反应混合气体2脱碳采用PSA吸附脱碳：经过换热冷却和脱碳后的反应混合气体2，进入由多个吸附塔组成的PSA吸附脱碳系统，从吸附塔顶部流出纯度为95～98％(v/v)的富氢气，进入提氢系统。
优选地，所述反应混合气体1和反应混合气体2的换热是与脱水后预热前的进料气1或脱硫后的进料气2进行冷热交换的。
优选地，所述提氢系统为PSA提氢系统，所述PSA提氢系统由多个吸附塔组成的，具体为多塔串联、并联或串并联任意一种组合，每个吸附塔分别交替经历吸附、顺放或均压降、逆放、抽真空或冲洗、均压升、终充阶段的循环操作，经过滤和换热后的反应混合气体1与经换热冷却和脱碳后的反应混合气体2混合进入PSA提氢系统，从吸附塔顶部流出纯度大于等于99.99％(v/v)的氢气产品，从吸附塔底部流出解吸气。其中，均压次数不超过2～3次，采用吸附塔之间连接的管道上增设调节阀与程序控制阀组合来实现缓慢渐进的均压与均压次数的控制；解吸气为逆放、抽真空或冲洗阶段流出的气体。
优选地，所述解吸气进行循环利用，具体为：一部分作为反应循环气，在脱硫后与一股天然气混合，经脱烃、脱水、预热与加热后，形成进料气1；一部分作为甲烷水蒸气重整转化炉的燃料气；一部分作为加热进料气1用的燃料气。
优选地，所述提氢系统为选择性透氢气的渗透膜分离提氢系统，经过滤和换热后的反应混合气体1与经换热冷却和脱碳后的反应混合气体2混合进入一级或多级选择性透氢的渗透膜分离提氢系统，从渗透侧流出纯度为98.0～99.9％的氢气产品，非渗透侧流出富甲烷气体，富甲烷气体一部分经过加热后作为循环反应气直接返回到脱硫后的天然气中，并经脱烃、脱水、预热和加热后形成进料气1而进入甲烷催化热裂解反应步骤继续进行甲烷催化热裂解反应，一部分作为耦合制氢系统的燃料气，其中，循环反应气与燃料气的比例，由渗透膜分离步骤的渗透速率与渗透压力来控制。
综上所述，由于采用了上述技术方案，本发明的有益效果是：
1.本发明通过将传统的甲烷水蒸气重整转化制氢工艺与先进的甲烷催化热裂解制氢工艺进行有机的耦合，将传统的SMR重整转化产生的富余热量用于给甲烷催化直裂解反应提供能源，使得传统的SMR制氢工艺所副产多余的热量得到了综合利用，成功解决了天然气直裂解制氢所需的热量，降低了能耗，解决了在天然气直裂解制氢反应温度过高、能耗高、催化剂容易因积碳而失活的问题，弥补了甲烷直裂解制氢技术的空白。
2.本发明通过将传统的甲烷水蒸气重整转化制氢工艺与先进的甲烷催化热裂解制氢工艺进行有机的耦合，突破了甲烷直裂解制氢催化剂选择性与转化率之间的悖论问题，大大提高了制氢效率，降低了生产成本。
3.本发明通过传统SMR制氢工艺与甲烷直裂解制氢工艺的耦合，实现了甲烷直裂解反应中所需的循环反应气比例的控制，解决了天然气催化热裂解制氢为主要目标产品技术的甲烷转化率、利用率、氢气选择性及收率之间相互制约的矛盾，氢气产品的纯度达到99.99％以上，收率达到99％。
4.本发明利用PSA部分解吸气或部分透氢膜非渗透气作为加热燃料气，节省了能耗，系统中的冷却与加热通过换热系统的整合，可以达到能量的基本平衡。
附图说明
本发明将通过例子并参照附图的方式说明，其中：
图1是天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的工艺流程图；
图2是PSA吸附脱碳的工艺流程图。
具体实施方式
下面将结合实施例对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
实施例1
一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，包括以下步骤：
(1)天然气预处理：原料气为商业天然气，甲烷(CH4)浓度超过96％(v/v，以下类同)，处理量为20000Nm3/h，常压，经过脱硫后，分成两股气：一股气的气流量为11000Nm3/h，经过脱高烃、干燥脱水后，经过压缩至2.4～2.6MPa，并经预热器与加热炉加热后，温度为550～600℃，作为进入甲烷催化热裂解反应器(TCDR)中进行甲烷催化热裂解反应步骤的进料气1；另一股气的流量为9000Nm3/h，作为进料气2而进入水蒸气混合器与水蒸气混合预热后，再进入甲烷水蒸气重整转化炉(SMR)进行重整转化反应步骤；
(2)甲烷催化热裂解反应：进料气1进入装载有活性金属组分的碳纳米管(CNTs)催化剂的甲烷催化热裂解反应器(TCDR-A)中，在反应温度为550～600℃及反应压力为2.4～2.6MPa条件下进行催化热裂解反应，所生成的反应混合气体1从反应器TCDR-A出口端流出，经过滤和换热后进入提氢系统；反应器TCDR-A待反应结束后，进入甲烷催化热裂解再生工序；
(3)甲烷催化热裂解再生：反应器TCDR-A反应结束后进入甲烷催化热裂解再生工序，采用来自经过滤后的甲烷催化热裂解反应产生的反应混合气体1作为吹扫载气，压力为2.4～2.6MPa、温度为550～600℃，从反应器TCDR-A的吹扫进口端进入，与进料气1流动方向相反的逆向吹扫反应器中催化剂表面上副产生成的碳产品下来，同时使得催化剂再生，吹扫再生后的吹扫尾气经过滤后循环使用；
(4)甲烷水蒸气重整转化反应，经过与水蒸气混合并预热至280～350℃的进料气2进入装载有镍基活性金属组分的催化剂的甲烷水蒸气重整转化炉(SMR)中，在反应温度为780～850℃及反应压力为2.4～2.6MPa条件下进行重整转化反应，所生成的重整转化气，进入转化气变换反应步骤；
(5)转化气变换反应，来自甲烷水蒸气重整转化反应所生成的重整转化气，进入装载有过渡金属铁基为主要活性组分的催化剂的中温变换炉(WSR)中，在反应温度为250～350℃及反应压力为2.4～2.6MPa条件下进行重整转化气的变换反应，所生成的反应混合气体2从反应炉WSR出口端流出，经换热冷却和脱碳后进入提氢系统；
所述的甲烷水蒸气重整转化炉产生的烟气余热和加热进料气1产生的烟气余热，均作为进料气1的预热热源。
整个系统所产生的每一标方H2产品，仅消耗含燃料气在内的天然气为0.45～0.47Nm3，还副产碳产品-碳素。
实施例2
在实施例1的基础上，反应器TCDR-A反应结束后进入甲烷催化热裂解再生工序，另一台反应器TCDR-B处于甲烷催化热裂解反应步骤；反应器TCDR-A完成再生步骤后，再次进入甲烷催化热裂解反应步骤，同时，另一台并联的反应器TCDR-B已完成甲烷催化热裂解反应步骤进入甲烷催化热裂解再生步骤，两台并联的反应器TCDR交替进行甲烷催化热裂解反应与再生步骤，实现连续生产流出反应混合气体1。
实施例3
在实施例1的基础上，步骤(2)中所述的甲烷催化热裂解反应器中装载有活性金属组分的碳纳米管催化剂，所述活性组分为10～15％(w/w)镍(Ni)、25～30％钴(Co)和10～15％铁(Fe)金属；助催化组分为7～10％镧(La)，催化促进剂为3～5％钾(K)，负载活性组分、助催化剂与促进剂组分的载体为经过用质量浓度为30％的硝酸和约70％质量浓度的硝酸混合溶液浸渍焙烧预处理过的10nm的CNTs，活性γ-三氧化二铝(γ-Al2O3)为催化剂附着的基体材料。
步骤(4)中所述的甲烷水蒸气重整转化炉中装载有镍基活性金属组分的催化剂。
实施例4
在实施例1的基础上，步骤(5)中反应混合气体2脱碳采用二氧化碳吸收脱碳：以有机胺N-甲基二乙醇胺(MDEA)为吸收溶剂，从吸收脱碳塔顶部进入，与自下而上的反应混合气体2逆向接触，形成的富含二氧化碳(CO2)的吸收液，从吸收脱碳塔底部流出，经过循环泵输入CO2解吸塔上部后在塔内进行解吸，CO2从解吸塔顶部溢出排放，经再生后得到的有机胺吸收溶剂，重新返回到吸收塔循环使用，从吸收塔顶部流出的含95～98％以上氢的富氢气，与经过换1与过滤的反应混合气体1混合后，进入提氢系统。
实施例5
在实施例1的基础上，步骤(5)中反应混合气体2脱碳采用PSA吸附脱碳：经过换热2冷却后的反应混合气体2，进入由4个吸附塔组成的PSA吸附脱碳步骤，从吸附塔顶部流出纯度为大于等于96％(v/v)左右的富氢气，进入提氢系统；从吸附塔底部流出的解吸气，解吸气30％作为SMR转化炉的燃料气，其余70％经过加压后进入一级选择性透氢膜，渗透气，与经过处理的反应混合气体1及富氢气一起进入PSA提氢进一步回收PSA吸附脱碳产生的解吸气中的氢气；而非渗透气直接排放。
实施例6
在实施例1的基础上，所述反应混合气体1和反应混合气体2的换热是与脱水后预热前的进料气1或脱硫后的进料气2进行冷热交换的。
实施例7
在实施例1的基础上，所述提氢系统为PSA提氢系统：来自甲烷催化热裂解反应步骤中的反应器TCDR且经冷凝冷却与过滤的反应混合气体1与来自脱碳步骤流出的富氢气混合后，进入由6个吸附塔组成的PSA提氢步骤，吸附塔内装填有活性氧化铝、硅胶、碳分子筛的三种吸附剂，形成复合吸附床层。从吸附塔顶部流出纯度为大于等于99.99％的氢气(H2)产品，从吸附塔底部流出解吸气，其中的60～70％作为反应循环气，与经脱硫后而在脱烃、脱水前的一股天然气混合，经脱烃、脱水、预热与加热后，形成进料气1进入甲烷催化热裂解反应步骤的反应器TCDR中继续反应；其中的30～40％作为SMR转化炉的燃料气，另补充一部分约占原料气的5％，作为补充燃料气。整个系统所产生的每一标方H2产品，仅消耗含燃料气在内的天然气为0.45～0.47Nm3，还副产碳产品-碳素。
实施例8
在实施例1的基础上，所述提氢系统为选择性透氢气的渗透膜分离提氢系统，来自甲烷催化热裂解反应步骤中的反应器TCDR-A或TCDR-B且经冷凝冷却与过滤的反应混合气体，温度为50～80℃，压力为2.4～2.6MPa，进入由一级选择性透氢的渗透膜分离提氢步骤，从渗透侧流出纯度之多为99.0％的氢气产品，压力为1.0MPa；非渗透侧流出富甲烷气体的60％，经过加热后作为循环反应气直接返回到反应器TCDR-A或TCDR-B中继续进行甲烷催化热裂解反应，40％作为耦合制氢系统的燃料气，其中，循环反应气与燃料气的比例，由渗透膜分离步骤的渗透速率与渗透压差来控制；采用约10％的产品氢气经过加压与加热后作为吹扫再生载气，进入甲烷催化热裂解再生工序进行吹扫再生，产生的吹扫再生尾气，经过滤器过滤后循环使用。
最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明实施例技术方案的范围，其均应涵盖在本发明的权利要求和说明书的范围当中。

Claims (10)

1.一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，其特征在于，包括以下步骤：
(1)天然气预处理：天然气脱硫后，分成两股气，一股气经脱烃、干燥脱水、预热器预热和加热炉加热后，得到温度为450～700℃的进料气1，另一股气作为进料气2；
(2)甲烷催化热裂解：进料气1进入甲烷催化热裂解反应器中，进行催化热裂解反应，生成反应混合气体1，经过滤和换热后进入提氢系统；
(3)甲烷催化热裂解再生：甲烷催化热裂解反应器待反应结束后，采用经过滤后的反应混合气体1作为吹扫载气，与进料气1流动方向相反进行逆向吹扫反应器中催化剂表面上副产生成的碳产品，使催化剂再生，吹扫尾气经过滤后循环使用；
(4)甲烷水蒸气重整转化反应：进料气2与水蒸气混合并预热至300～500℃后进入甲烷水蒸气重整转化炉中，进行重整转化反应，生成重整转化气；
(5)转化气变换反应：重整转化气进入中低温变换炉中，进行重整转化气的变换反应，生成反应混合气体2，经换热冷却和脱碳后进入提氢系统；
所述的甲烷水蒸气重整转化炉产生的烟气余热和加热进料气1产生的烟气余热，均作为进料气1的预热热源。
2.根据权利要求1所述的一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，其特征在于，所述步骤(2)中甲烷催化热裂解反应器有两台，且两台并联设置，当一台甲烷催化热裂解反应器进入甲烷催化热裂解再生工序时，另一台与之并联的甲烷催化热裂解反应器则进行甲烷催化热裂解反应，两台甲烷催化热裂解反应器交替进行甲烷催化热裂解和再生。
3.根据权利要求1所述的一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，其特征在于，步骤(2)中所述的甲烷催化热裂解反应器中装载有活性金属组分的碳纳米管催化剂，所述碳纳米管催化剂包括活性组分，载体，基体，助催化组分和促进剂，活性组分为镍、钴、铁金属及其氧化物，助催化组分为镧系金属及其氧化物，促进剂为钾，负载活性组分、助催化剂与促进剂组分的载体为碳纳米管，基体为三氧化二铝。
4.根据权利要求1所述的一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，其特征在于，步骤(4)中所述的甲烷水蒸气重整转化炉中装载有镍基活性金属组分的催化剂。
5.根据权利要求1所述的一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，其特征在于，步骤(5)中反应混合气体2脱碳采用二氧化碳吸收脱碳：以有机胺为吸收溶剂，从吸收脱碳塔顶部进入，与自下而上的反应混合气体2逆向接触，形成的富含二氧化碳的吸收液，从吸收脱碳塔底部流出，经过循环泵输入二氧化碳解吸塔上部进行解吸，二氧化碳从解吸塔顶部溢出排放，经再生后得到的有机胺吸收溶剂，重新返回到吸收塔循环使用，从吸收塔顶部流出的富氢气，进入提氢系统。
6.根据权利要求1所述的一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，其特征在于，步骤(5)中反应混合气体2脱碳采用PSA吸附脱碳：经过换热冷却和脱碳后的反应混合气体2，进入由多个吸附塔组成的PSA吸附脱碳系统，从吸附塔顶部流出纯度为95～98％(v/v)的富氢气，进入提氢系统。
7.根据权利要求1所述的一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，其特征在于，所述反应混合气体1和反应混合气体2的换热是与脱水后预热前的进料气1或脱硫后的进料气2进行冷热交换的。
8.根据权利要求1所述的一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，其特征在于，所述提氢系统为PSA提氢系统，经过滤和换热后的反应混合气体1与经换热冷却和脱碳后的反应混合气体2混合进入PSA提氢系统，从吸附塔顶部流出纯度大于等于99.99％(v/v)的氢气产品，从吸附塔底部流出解吸气。
9.根据权利要求8所述的一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，其特征在于，所述解吸气进行循环利用，具体为：一部分作为反应循环气，在脱硫后与一股天然气混合，经脱烃、脱水、预热与加热后，形成进料气1；一部分作为甲烷水蒸气重整转化炉的燃料气；一部分作为加热进料气1用的燃料气。
10.根据权利要求1所述的一种天然气直裂解与水蒸气重整耦合制氢的方法，其特征在于，所述提氢系统为选择性透氢气的渗透膜分离提氢系统，经过滤和换热后的反应混合气体1与经换热冷却和脱碳后的反应混合气体2混合进入一级或多级选择性透氢的渗透膜分离提氢系统，从渗透侧流出纯度为98.0～99.9％的氢气产品，非渗透侧流出富甲烷气体。
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