在“双碳”背景下，能源系统的清洁化、低碳化变革已经成为未来发展趋势。氢能作为零碳排、能量密度高、应用形式多样的重要能源载体，成为未来能源行业低碳化变革的重要组成部分，日益受到关注^[1-2]。据预测，2050年，氢能在全球能源结构中的占比将达到5%，氢气作为能源载体的需求量将超过2×10⁸ t^[3]。同时，绿色化、低碳化制氢技术将会成为氢气生产的主流方式^[4]。

核能制氢是一种零碳排的大规模绿色制氢技术。核能作为世界上第二大低碳能源，其发展受到广泛关注。高温气冷堆(high temperature gas-cooled reactor, HTGR)是第四代核能系统论坛筛选出的适合未来发展的6种堆型之一，出口温度高达750~1 000 ℃，除发电外，还可作为制氢的优质热源，有效拓展核能在非发电领域的应用^[5]。由清华大学核能与新能源技术研究院(简称“清华大学核研院”)主导研发的HTGR技术目前已达到世界领先水平，总发电功率达210 MW的示范工程项目也已实现商业化运行^[6]。

高温电解制氢是一种零碳排、低能耗、高效率的清洁化制氢技术，其工作温度为600~1 000 ℃，与HTGR出口温度匹配度高，图 1所示的HTGR耦合高温电解制氢技术除利用核电外，同时也可高效利用HTGR的部分高温热为电解制氢供能，有效提高制氢能量利用效率，是一种拥有广阔前景的大规模、低能耗绿氢制备技术路线^[7-8]。此外，高温电解技术还可电解CO₂等含碳物质，从而制备含碳化学品和燃油，参与化工、交通、建筑等领域的深度脱碳，为实现“双碳”目标和推进核能多样化应用提供新思路。

美国能源部(Department of Energy, DOE)对核能耦合高温电解制氢系统进行了长期的系统性研究，在其主导下，Fuel Cell公司开发了可在大于3 A/cm²的超高电流密度下运行的高温电解制氢系统，该系统最大电流密度可达6 A/cm²@1.67 V，在3 A/cm²下运行的衰减速率为1.8%/kh^[9]；美国爱达荷(Idaho)国家实验室和阿贡(Argonne)国家实验室等单位合作对压水堆耦合高温电解制氢工艺进行了经济性分析，制氢成本为1.86美元/kg，低于DOE制定的2025年制氢成本低于2美元/kg的目标^[10]。目前，DOE已经开始推进核能制氢的实际应用，计划在2024年前为4台核电站配备制氢设施^[11]。清华大学核研院在高温电解制氢技术的新材料、新结构、新机理和新装备开发方面进行了多年积累，已完成6~8 kW的固体氧化物电解池(solid oxide electrolysis cell, SOEC)电堆模块开发，完成了1.5~2.0 m³/h制氢样机开发，正在进一步提升单堆功率密度，优化系统能量配置，推进兆瓦级集装箱(7 000~10 000 m³/h)高温电解制氢模块的开发工作。

目前，HTGR耦合高温电解制氢技术的规模化应用正处于技术论证阶段，尚未有工业化项目落地，核能与高温电解系统的耦合策略、关键技术参数、经济可行性尚缺乏系统的评估和示范验证，阻碍了该技术的产业化进程。为发挥我国HTGR技术的全球领跑优势，推动高温堆先进核能技术发展升级和多元化应用，推进核能高温电解制氢规模化快速发展，需要对HTGR高温电解制氢系统进行耦合方案设计，并对方案产能、能耗、经济性等关键参数进行系统分析和优化配置。

本研究基于清华大学核研院HTGR开发基础，提出了HTGR高温电解制氢系统的规模化耦合设计方案，针对该方案构建了ASPEN全流程仿真模型，系统分析了制氢系统热电分配比对产能和能耗的影响规律，在此基础上评估了制氢成本，并从降低制氢成本和拓展核能高温电解应用场景两个层面讨论了电解模块电流密度提升与阳极耦合制备油品等化工品的作用和意义，以期为相关技术产业化推进提供理论指导和数据支撑。

1 HTGR高温电解制氢系统耦合策略

SOEC是一种零碳排高温电解装置，工作温度为600~1 000 ℃^[12]。高温电解能消耗部分热能，降低电能在制氢总能耗中的占比，使高温电解的能量转化效率显著提高^[13-16]。SOEC电解制氢有望成为重要的低成本绿氢制备技术。

SOEC电解需要电能和高品质热能，HTGR与SOEC耦合可以用一个反应堆同时为SOEC提供热能和电能，既可实现绿氢制备，也可满足核能的多样化应用需求。本研究设计的HTGR耦合高温电解制氢系统如图 2所示。该系统包括反应堆、发电、多级换热(高温换热器和常规换热器)、SOEC电解制氢、气体分离和原料水供应等多个模块。反应堆模块通过堆芯反应产生高温氦气，总热功率为250 MW^[17]，SOEC工作温度为800 ℃。反应堆模块产生的高温氦气分为2个支路参与后续流程。支路1进入发电模块进行发电，支路2进入多级换热器模块，将水蒸气加热至800 ℃，同时经过多级换热充分利用高温氦气的热量。此外，在一定条件下，支路2的氦气经过高温换热器换热后可分出部分氦气流股(支路3)用于SOEC电解供热。800 ℃水蒸气进入SOEC模块，在电能和高温作用下分解，阴极产物气为H₂/H₂O混合气，阳极产物为O₂。高温产物气经过普通换热器换热后进入分离器，获得高纯氢气。为了与兆瓦级核反应堆相匹配，SOEC模块需要同步放大为千万至兆瓦级。本研究提出的制氢模块放大策略为模块化组合放大模式，如图 3所示。先由30片有效面积为100 cm²的SOEC单片组成千万级SOEC电堆，再由4个单堆组成10千瓦级SOEC单模块，SOEC单模块与辅助设备(balance of plant，BOP)组合，构成兆瓦级集装箱式制氢系统，集装箱式制氢系统可进一步组合成与核电站相匹配的百兆瓦级制氢厂。该策略中，SOEC单模块中仅包含120片电池片，制氢系统内部气体传输阻力大幅降低，工程难度显著降低；模块化组合放大策略可以快速实现制氢产能的灵活调节并与不同功率反应堆灵活匹配，提高了SOEC的普遍适用性。

2 全流程ASPEN仿真方法构建 2.1 高温电解制氢能量流分析

高温电解制氢的基本原理是水蒸气进入SOEC的阴极，在电能和热能作用下分解生成氢气(H₂)和氧离子(O^2-)，O^2-经电解质传导到达阳极并生成O₂。电解制氢的能量变化关系可表示如下^[19]：

$ \Delta H=\Delta G+T \Delta S. $

(1)

其中：ΔH为电解消耗的总能量，1 mol水蒸气电解的ΔH为249 kJ/mol，且几乎不随温度变化而变化；ΔG为Gibbs自由能变化，代表电解过程中的电能消耗；T为反应温度，ΔS为反应熵变，TΔS代表电解过程中吸收的热能。ΔG随温度升高而降低，TΔS随温度升高而升高。

水的理论分解电压E_{cell, O}可表示如下：

$ E_{{\text {cell }}, {\mathrm{O}}}=\frac{\Delta G}{2 F}+\frac{R T}{2 F} \ln \frac{P_{{\mathrm{H}}_2} P_{{\mathrm{O}}_2}^{0.5}}{P_{{\mathrm{H}}_2 {\mathrm{O}}}} . $

(2)

其中：R为气体常数，F为Faraday常数，P_H2O、P_H2和P_O2分别为H₂O、H₂和O₂的气体分压。在实际电解制氢过程中伴随电流通过，会产生阳极极化、阴极极化和Ohm极化，因此实际电解电压E_cell可表示如下^[20]：

$ \begin{gathered} E_{{\text {cell }}}=E_{{\text {cell, O }}}+\mu_{{\mathrm{a}}}(I)+\mu_{{\mathrm{c}}}(I)+I R= \\ E_{{\text {cell, O }}}+R_{{\mathrm{AS}}} \cdot I . \end{gathered} $

(3)

其中：I为电流密度，μ_a(I)和μ_c(I)分别为阳极和阴极过电位，R为Ohm阻抗，R_AS为电解池的有效面比电阻。当温度、水蒸气、氢气和氧气分压一定时，E_{cell, O}不会改变。因此在实际电解中，电解电位随电流密度增大而增大。

SOEC电解过程中，需要吸收TΔS的热量。实际电解中，由于Ohm阻抗和电流存在，必然会产生Ohm热并释放热量，随着电流密度增大，释放的Ohm热量也增大。外界供给电解所需的实际热量Q₀，即电解的实际热量消耗可表示如下：

$ Q_0=T \Delta S-2 F\left(I R+\mu_{\mathrm{a}}(I)+\mu_{\mathrm{c}}(I)\right) . $

(4)

当电解吸热与Ohm放热相等时，SOEC系统达到热平衡，此时的电解电压称为热中性电压。在热中性电压下，热能关系式和电解电压可分别表示为：

$ \begin{gathered} T \Delta S=\frac{2 F}{I}\left(I R+\mu_{\mathrm{a}}(I)+\mu_{\mathrm{c}}(I)\right) I= \\ 2 F\left(I R+\mu_{\mathrm{a}}(I)+\mu_{\mathrm{c}}(I)\right), \end{gathered} $

(5)

$ \begin{aligned} E_{\text {cell }}= & \frac{T \Delta S}{2 F}+\frac{\Delta G}{2 F}+\frac{R T}{2 F} \ln \frac{P_{{\mathrm{H}}_2} P_{{\mathrm{O}}_2}^{0.5}}{P_{{\mathrm{H}}_2 {\mathrm{O}}}}= \\ & \frac{\Delta H}{2 F}+\frac{R T}{2 F} \ln \frac{P_{{\mathrm{H}}_2} P_{{\mathrm{O}}_2}^{0.5}}{P_{{\mathrm{H}}_2 {\mathrm{O}}}} . \end{aligned} $

(6)

将水蒸气分压控制为$\frac{P_{{\mathrm{H}}_2} P_{{O}_2}^{0.5}}{P_{{\mathrm{H}}_2 {\mathrm{O}}}}=1$时，水蒸气的热中性电解电压为1.29 V。高温电解的Faraday效率可高达100%，由电荷守恒得到电流密度与产氢速率的关系式以及电能消耗关系式可表示如下：

$ n_{{\mathrm{H}}_2}=\frac{0.022\;4 I}{2 F}, $

(7)

$ W=\frac{E_{\text {cell }} I}{n_{{\mathrm{H}}_2} \times 3.6 \times 10^6}=2.39 E_{\text {cell }} . $

(8)

其中：n_H2为产氢速率，m³·s^-1·cm^-2；W为制氢电耗，kW·h/m³。

氢气高热值为143 MJ/kg，密度为0.089 9 kg/m³，对于总热功率为250 MW，氢产能为M(单位为m³/h) 的HTGR高温电解制氢系统，总能量转化效率可表示为

$ \eta=\frac{143 \times 0.089\;9 \times M}{250 \times 3\;600}. $

(9)

2.2 全流程仿真模型搭建与参数设定

清华大学核研院已自主研发并建成氦气出口温度为750 ℃，流量为96 kg/s，单堆总热功率为250 MW的HTGR，正在积极布局氦气出口温度为950 ℃的超高温气冷堆建设^[17]。本研究分别搭建了750和950 ℃ HTGR耦合高温电解制氢系统全流程ASPEN仿真模型，并对HTGR单堆制氢产能、制氢能耗和制氢成本进行系统分析。

制氢模块SOEC的电解电压为1.3 V，电流密度为1 A·cm^-2，并设计将SOEC气体分压控制为$\frac{P_{{\mathrm{H}}_2} P_{{\mathrm{O}}_2}^{0.5}}{P_{{\mathrm{H}}_2 {\mathrm{O}}}}=1$，此时可认为SOEC处于热中性状态下电解，SOEC产生的Ohm热可维持自身电解吸热^{[9, 20-21]}。在该条件下，支路2的氦气仅起到将常温水气化并升温至800 ℃的加热作用，无需为SOEC电解供热，即支路3氦气流量为0。ASPEN仿真关键参数如表 1所示。

根据图 2设计的耦合策略进行ASPEN仿真模型搭建，模型中涉及的多个单元模块选取、作用和参数设定如表 2所示。氦气温度为750 ℃的HTGR制氢系统仿真模型如图 4所示。高温氦气流股1经过分离器SEP1分为流股2和流股3(分别对应图 2中支路1和支路2)，流股2进入多级换热模块，流股3进入发电模块。常温流股水14作为冷流股进入多级换热模块的常规换热器。为实现氦气热量充分利用，将低温段换热器设计为三级换热，即换热器E₄、E₃和E₂。常温水(25 ℃，液态)经过E₄加热为100 ℃液态水，再经E₃加热完成液态水气化过程，即H₂O(100 ℃, 液态)→H₂O(100 ℃, 气态)，E₂将H₂O(100 ℃, 气态)加热为温度为T的高温水蒸气流股7。流股7进入高温换热器E₁，由750 ℃氦气继续加热。由于SOEC工作温度为800 ℃，经过E₁的水蒸气无法由750 ℃氦气加热至800 ℃，因此水蒸气在进入SOEC反应前，需再次经过电加热器E₅加热至800 ℃。水蒸气进入反应器R₁发生电解反应，反应后的混合气与经E₁换热后的高温氦气经混合器MIX1混合后作为热流股依次流入E₂、E₃和E₄进行换热。出口混合气13经分离可获得H₂等不同组分气体。为确保换热顺利进行，同时实现高温氦气热量的充分利用，将换热器冷、热出口温差均设定为50 ℃。对于R₁，高温电解制氢的Faraday效率可达到100%，考虑存在电能损失，此处设定为98%。

氦气温度为950 ℃的HTGR耦合制氢系统仿真流程如图 5所示，基本流程与图 2相似。由于氦气流股2的温度为950 ℃，水蒸气流股7可由E₁直接加热至800 ℃，因此，在该流程中无需电加热装置，即E₅。

3 结果与讨论 3.1 热电比对制氢产能与能耗的影响规律

在1.3 V电解电压下，由式(8)可知SOEC的耗电量为3.11 kW·h/m³。对于氦气出口温度分别为750和950 ℃的HTGR制氢系统，通过调节氦气流股2和3的比例(即热电比)可以对制氢系统氢产能进行调节。氢产能随热电比的变化关系以及制氢系统加热能耗等关键参数可通过ASPEN软件仿真获得。

750 ℃ HTGR制氢系统氢产能和能耗随热电比变化如图 6所示，氢产能与热电比呈火山型曲线关系，当热电比为0.068时，氢产能达到最大值，为28 108 m³/h。由于750 ℃氦气难以将水蒸气直接加热至800 ℃，需使用电加热，这是水蒸气进入反应器前的最后一段加热，因此原料水的加热能耗包括热耗和电耗两部分。耗电量随热电比的增大先迅速下降，当热电比大于0.3后趋于恒定。耗热量随热电比增大而逐渐增大，当热电比大于0.2后，耗热量逐渐趋于稳定。此外，由图 6可知，当氢产能为最大值时，原料水加热所需热耗和电耗分别为0.49和0.62 kW·h/m³，此时，制氢总电耗为3.73 kW·h/m³。

950 ℃制氢系统氢产能与能耗随热电比变化如图 7所示，氢产能与热电比呈火山型曲线关系，当热电比为0.092时，氢产能达到最大值，为35 160 m³/h。此外，该系统热耗随热电比变化并无显著变化，基本维持恒定。对于950 ℃制氢系统，在最大产氢状态下，制氢电耗为3.11 kW·h/m³，耗热量为0.56 kW·h/m³。

最大氢产能下，两种制氢系统的换热器关键参数仿真结果如表 3所示。对于750 ℃制氢系统，水蒸气经E₁加热后出口温度为662 ℃，无法直接进入反应器进行电化学反应，需E₅继续加热至800 ℃。对于950 ℃制氢系统，水蒸气经E₁加热后出口温度可达到800 ℃，此时氦气出口温度为805 ℃。此外，经过多级换热器换热后，750和950 ℃制氢系统的末端氦气出口温度(即E₄的热流股出口温度)分别为273℃和270 ℃，表明多级换热设计可以充分利用高温氦气的热量，使高品位热量可以得到最大化利用。

不同出口温度的HTGR制氢系统最大氢产能下能耗比较如图 8所示，由于水蒸气电加热阶段的电耗增加，750 ℃制氢系统的电耗显著高于950 ℃制氢系统，750和950 ℃制氢系统能量转化效率分别为40.1%和50.2%。两种制氢系统耗热量接近，氦气出口温度越高，HTGR发电效率越高，且制氢系统耗电量越低。因此，对于总热功率相同的HTGR制氢系统，HTGR出口温度越高，制氢系统总能量转化效率越高，最大氢产能越大。

3.2 制氢成本评估与成本降低策略

《氢能发展中长期规划(2021—2035)》提出要有序推进氢能在交通领域的示范应用，拓展在储能、分布式发电、工业等领域的应用^[22]。研究表明：制氢成本低于20元/kg时，氢燃料电池车的燃料成本才能与燃油车相当，氢能在交通领域才能具备竞争潜力。美国DOE对制氢产能为5 000 kg/d的SOEC制氢厂成本测算结果如图 9所示，能耗和投资成本是制氢成本的两大组成部分。对于电流密度为1 A·cm^-2的制氢厂，能耗成本占比为58%，投资成本占比为42%^[21]。

目前，核电上网价为0.4元/(kW·h)，HTGR供热价格为0.2元/(kW·h)。结合本研究的制氢能耗分析结果可知，750和950 ℃制氢厂的制氢能耗成本分别为1.59和1.36元/ m³。据此估算750和950 ℃ HTGR制氢系统的制氢总成本分别为30.5和26.1元/kg。为实现氢能在交通领域的规模化应用，HTGR高温电解制氢工艺成本还需进一步降低^[4]。

由图 8可知，随着HTGR出口温度提高，制氢的能量转化效率提高，总能耗降低可有效降低能耗成本。随着HTGR技术不断突破，出口温度进一步提高，能耗成本有望进一步降低。

降低投资成本是降低制氢成本的另一大主要措施。由图 9可知，当电解装置电流密度由1 A/cm²提升至1.5 A/cm²时，固定投资成本占比由42%降低至22%。据此估算950 ℃制氢厂的制氢成本为19.4元/kg，即可满足交通领域应用要求。

一方面，SOEC的电流密度对其单模块制氢产能和SOEC模块数量有直接影响。图 10核算了不同电流密度下SOEC单模块的产氢能力和氢产能为35 160 m³/h的制氢系统所需的SOEC模块数量。电流密度为1 A/cm²时，单模块制氢产能为5.01 m³/h，制氢系统SOEC模块数为7 013个。当电流密度提升5倍时，单模块制氢产能提升5倍，制氢系统的模块数为1 402个，下降为原来的1/5，电堆投资成本显著降低。另一方面，SOEC模块数量减少会引起BOP、维修成本、间接投资成本等项目大幅降低。随着电堆集成工艺不断迭代和突破，单堆数量有望提升至150片，SOEC单模块数量将会降低至281个，降低投资成本。图 9表明，电流密度增大对间接固定投资成本和重置成本影响最大，由20%降低为6%。因此，开发大电流密度耐受型SOEC是降低制氢成本的有效手段。目前，日本产业技术综合研究所已报道了制氢电流密度为4 A/cm²的SOEC^[23]。清华大学核研院通过SOEC新结构设计，将SOEC制氢电流密度提升至5.96 A/cm²，为SOEC模块的大电流密度规模化制氢提供了技术储备^[24]。

3.3 高温电解制油及多元化应用分摊制氢成本

SOEC制氢的阴极产物氢气是制氢厂所需的主要产物，阳极侧产物氧气经济附加值较低。如果通过合理设计，将阳极侧产物变为高附加值油品等高附加值化工品，可进一步分摊制氢成本^[25]，提高核能高温电解制氢技术的产业竞争力。如图 11所示，将烷烃分子与阳极氧化反应耦合，利用阳极生成氧气前的活性氧直接进行烷烃选择性氧化，制备烯烃等高附加值化工品是一种有前景的提高阳极产物经济价值的新方法。已有大量研究开始了相关工艺探究。Ye等^[26]进行了CH₄制C₂H₄探究，结果表明，电解电压为2 V，CH₄转化率为7%时，C2选择性可以达到99.5%。Song等^[27]将表面负载γ-Al₂O₃的La_0.6Sr_0.4Co_0.2Fe_0.8O_3-δ-Sm_0.2Ce_0.8O_2-δ作为阳极材料，进行乙烷选择性氧化制乙烯的研究，结果表明，在600 ℃下，乙烷的最大转化率可达到29.1%，乙烯最高选择性可达到92.5%。

以阳极耦合乙烷制乙烯过程对该新工艺进行制氢成本核算。乙烷和乙烯的市场价分别为6.1和7.5元/kg^[28-29]，乙烷制乙烯的利润为1.4元/kg。不同乙烷转化率下的制氢成本如图 12所示，未转化的乙烷可以回收再利用，为简化计算，忽略了乙烷、乙烯分离成本。对于750 ℃制氢系统，当乙烷转化率高于47%时，制氢成本低于20元/kg，可满足氢能在交通领域的应用需求。对于950 ℃制氢系统，当乙烷转化率高于28%时，制氢成本低于20元/kg；当乙烷转化率接近100%时，制氢成本低至3.7元/kg。阳极耦合制化工品可以显著提高HTGR制氢系统的经济效益。

4 结论

本文提出了热功率为250 MW的HTGR高温电解制氢系统的耦合策略，并设计了750和950 ℃ HTGR制氢系统全流程ASPEN模拟仿真方法，系统分析了制氢系统热电比对产能和能耗的影响规律，在此基础上评估了制氢成本，并提出了降低成本和拓展核能高温电解技术多元化应用的新策略，主要结论如下：

(1) HTGR氦气出口温度越高，制氢系统氢产能越大，能耗越低。750 ℃ HTGR制氢系统的最大氢产能为28 108 m³/h，电耗和热耗分别为3.73和0.49 kW·h/m³，总能量转化效率为40.1%。950 ℃ HTGR制氢系统的最大氢产为35 160 m³/h，电耗和热耗分别为3.11和0.56 kW·h/m³，总能量转化效率为50.2%，与之匹配的SOEC模块数量为7 013个。

(2) 提高SOEC电流密度可以大幅降低制氢系统投资成本，有效降低制氢成本。对于950 ℃ HTGR制氢系统，当电流密度由1 A/cm²提升至5 A/cm²，SOEC电堆功率密度提升5倍，模块数量降低为原来的1/5，电堆投资成本降低。随着电堆集成技术不断迭代和突破，SOEC单堆单电池数量由30片增至150片，SOEC模块数将会呈数量级式减少，仅需281个，与之匹配的BOP、维修成本等成比例降低。计算结果表明，电流密度由1 A/cm²提升至1.5 A/cm²时，制氢成本由26.1元/kg降低至19.4元/kg，满足交通领域的氢能应用需求。

(3) SOEC阳极耦合制油品等高附加值化工品是一种提高阳极产物经济价值，拓展核能高温电解应用场景，分摊制氢成本的新途径。本研究以阳极耦合乙烷制乙烯为实例进行了制氢成本核算。当乙烷转化率高于20%时，两种制氢系统的制氢成本即可显著降低。对于950 ℃制氢系统，当乙烷转化率高于28%时，制氢成本低于20元/kg；当乙烷转化率接近100%时，制氢成本低至3.8元/kg。