从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程

174 编辑：中冶有色技术网来源：上海东化环境工程有限公司

2025-01-07 14:30:15

权利要求

1.一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，其特征在于，所述工艺流程具体如下：

S1-1：将炼油或煤化工装置排放的酸性废水送入除油罐中，利用水油密度差除去浮油，得到除油废水;

S1-2：将一部分除油废水与循环水换热后送入脱氨塔顶，余量除油废水与脱氨塔釜液换热后从脱氨塔中部进料，利用再沸器加热脱氨塔釜液并产生上升蒸汽，与废水逆流接触后去除废水中的二氧化碳及硫化氢并从塔顶排出废气送入废气处理单元，脱氨塔釜排出的废水经换热后送废水处理单元;

S1-3：脱氨塔侧线产出粗氨气经三级冷凝后，冷凝液经回流泵回流到除油罐，而未凝的富氨气依次进入氨结晶塔及氨精制单元，经吸附剂吸附脱除水、硫化氢和羰基硫杂质，得到精制氨气;

S1-4：将精制氨气送入氨分解反应器，在改性氨分解催化剂的作用下分解氨气，得到粗氢;

S1-5：将粗氢送入氢气精制单元经PSA变压吸附脱除硫化氢、氰化氢和氨杂质，最终得到产品氢气。

2.根据权利要求1所述的一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，其特征在于，所述S1-2中从除油罐出来进入脱氨塔顶的废水量占除油废水总体积的14.5~15.5%。

3.根据权利要求1所述的一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，其特征在于，所述S1-2中脱氨塔塔底操作压力0.4~0.6 MPa，塔顶温度为15~40 ℃，塔底温度为150~165℃。

4.根据权利要求1所述的一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，其特征在于，所述S1-3中粗氨由脱氨塔侧线采出，控制氨的浓度为15~35%，控制侧线采出塔盘的温度为138~144 ℃。

5.根据权利要求1所述的一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，其特征在于，所述S1-3中三级冷凝的条件设置为一级冷凝器操作温度为125~130 ℃，操作压力0.3~0.35MPa;二级冷凝器操作温度为80~110 ℃，操作压力为0.15~0.25 MPa;三级冷凝器操作温度15~40℃，操作压力为0.12~0.15 MPa。

6.根据权利要求1所述的一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，其特征在于，所述S1-3中氨结晶塔的操作温度为-5~10 ℃。

7.根据权利要求1所述的一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，其特征在于，所述S1-3中氨精制单元中填充的吸附剂为活性炭、活性氧化铝中的一种。

8.根据权利要求1所述的一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，其特征在于，所述S1-4中氨分解反应器的操作温度为400~450 ℃，操作压力为常压。

9.根据权利要求1所述的一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，其特征在于，所述S1-4中改性氨分解催化剂的制备方法如下，

S9-1：将硝酸镍和硝酸铁按照摩尔比3：1混合并加入到去离子水中，在常温下超声搅拌30 min得到溶液A，溶液A中的固液质量比为1：50，在750~850 r/min的搅拌速度下将1 MNaOH溶液滴加到溶液A中直至pH为9~10，继续在室温下搅拌6 h，旋转蒸发后得到沉淀物，利用去离子水洗涤沉淀物并置于冷冻干燥机中干燥12 h，得到粉末B;

S9-2：将粉末B加入到2 M柠檬酸溶液中，在60 ℃下超声2~3 h，利用去离子水进行洗涤直至洗脱液的pH为7，置于真空烘箱中60 ℃干燥6 h，得到粉末C;

S9-3：将粉末C置于马弗炉中在高纯氦气保护下进行焙烧处理，焙烧时间为20~30 min，焙烧温度为400~500 ℃，焙烧完毕后进行球磨处理，球磨转速为450 r/min，球磨时间为1h，得到粉末D;

S9-4：将粉末D和3 M三氯化钌水溶液按照质量比1：(3~4)混合，超声搅拌30 min，加入1wt%硼氢化钠溶液，继续搅拌1 h，利用去离子水洗涤后置于真空干燥箱中100 ℃干燥12 h，得到所述改性氨分解催化剂。

10.根据权利要求1所述的一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，其特征在于，所述S1-5中氢气精制单元的操作压力为1.5~1.7 MPa。

说明书

技术领域

[0001]本发明属于制氢技术领域，涉及一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程。

背景技术

[0002]氢气作为一种清洁的可再生能源，可广泛应用于化工合成、金属冶炼、玻璃生产、制冷、燃料电池、半导体生产等领域。传统的化石燃料制氢会产生大量二氧化碳、二氧化硫，氮氧化物等污染物。可再生能源制氢具有低排放的优势，但却受制于成本。氨分子中含氢量高，且易液化易运输，与其他含碳原料比，氨可以在一定条件下直接分解为氢气和氮气，没有碳氧化物排放。因此，氨有望作为一种有前途的氢载体，为大规模氢储存和利用提供了一种高效、高安全性和生态友好的选择。

[0003]炼油行业的加氢裂化、常减压、催化裂化、焦化等工序及煤化工行业的煤气化及变换过程均会产生酸性废水，这些酸性水的主要有害成分为硫化氢和氨。需要经过汽提的方式脱除大部分硫、氨及其他杂质，才能送入废水处理单元。对于氨含量较低的酸性水，一般采用单塔低压汽提，塔顶酸性气采用克劳斯硫回收工艺将其中的硫化氢转化成硫磺。也有通过对酸性气燃烧将硫化氢生成二氧化硫，最终转化为三氧化硫制取硫酸的工艺。以上两种方法，酸性气中的氨都是在高温下燃烧生成氮气、水及少量氮氧化物。这种通过燃烧使氨分解的工艺，造成了氨资源的浪费，也可能带来最终尾气中氮氧化物的超标排放。对于氨含量较高的酸性水，采用单塔或双塔加压汽提工艺，将抽出的氨气配置成液氨或氨水，回用于上游装置注氨或作为产品出售，但一方面，上游装置注氨需求量有限;另一方面，这类氨水售价低，经济效益差。此外，也有将含氨酸性气联产碳酸氢铵的报道，而碳酸氢铵一般作为化肥使用，售价和市场受季节影响较大，影响装置运行负荷，经济效益不佳。因此，亟需开发高经济效益、低能耗、节能环保的新型酸性废水处理工艺。

发明内容

[0004]本发明的目的在于提供一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，具有经济效益好，能耗低，制氢成本低的特点。

[0005]本发明的目的可以通过以下技术方案实现：

一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，所述工艺流程具体如下：

S1-1：将炼油或煤化工装置排放的酸性废水送入除油罐中，利用水油密度差除去浮油，得到除油废水;

S1-4：将精制氨气送入氨分解反应器，在改性氨分解催化剂的作用下分解氨气，得到粗氢;

S1-5：将粗氢送入氢气精制单元经PSA变压吸附脱除硫化氢、氰化氢和氨杂质，最终得到产品氢气。

[0006]进一步的，所述S1-2中从除油罐出来进入脱氨塔顶的废水量占除油废水总体积的14.5~15.5%。

[0007]进一步的，所述S1-2中脱氨塔塔底操作压力0.4~0.6 MPa，塔顶温度为15~40 ℃，塔底温度为150~165 ℃。

[0008]进一步的，所述S1-3中粗氨由脱氨塔侧线采出，控制氨的浓度为15~35%，控制侧线采出塔盘的温度为138~144 ℃。

[0009]进一步的，所述S1-3中三级冷凝的条件设置为一级冷凝器操作温度为125~130℃，操作压力0.3~0.35 MPa;二级冷凝器操作温度为80~110 ℃，操作压力为0.15~0.25MPa;三级冷凝器操作温度15~40℃，操作压力为0.12~0.15 MPa。

[0010]进一步的，所述S1-3中氨结晶塔的操作温度为-5~10 ℃。

[0011]进一步的，所述S1-3中氨精制单元中填充的吸附剂为活性炭、活性氧化铝中的一种。

[0012]进一步的，所述S1-4中氨分解反应器的操作温度为400~450 ℃，操作压力为常压。

[0013]进一步的，所述S1-4中改性氨分解催化剂的制备方法如下，

S9-1：将硝酸镍和硝酸铁按照摩尔比3：1混合并加入到去离子水中，在常温下超声搅拌30 min得到溶液A，溶液A中的固液质量比为1：50，在750~850 r/min的搅拌速度下将1M NaOH溶液滴加到溶液A中直至pH为9~10，继续在室温下搅拌6 h，旋转蒸发后得到沉淀物，利用去离子水洗涤沉淀物并置于冷冻干燥机中干燥12 h，得到粉末B;

S9-2：将粉末B加入到2 M柠檬酸溶液中，在60 ℃下超声2~3 h，利用去离子水进行洗涤直至洗脱液的pH为7，置于真空烘箱中60 ℃干燥6 h，得到粉末C;

S9-3：将粉末C置于马弗炉中在高纯氦气保护下进行焙烧处理，焙烧时间为20~30min，焙烧温度为400~500 ℃，焙烧完毕后进行球磨处理，球磨转速为450 r/min，球磨时间为1 h，得到粉末D;

S9-4：将粉末D和3 M三氯化钌水溶液按照质量比1：(3~4)混合，超声搅拌30 min，加入1 wt%硼氢化钠溶液，继续搅拌1 h，利用去离子水洗涤后置于真空干燥箱中100 ℃干燥12 h，得到所述改性氨分解催化剂。

[0014]进一步的，所述S1-5中氢气精制单元的操作压力为1.5~1.7 MPa。

[0015]首先利用除油罐除油，通过重力沉降和密度差异去除废水中的油脂，防止油脂对后续设备的堵塞和污染，提高废水处理效率。利用脱氨塔脱氨，废水中的氨与上升蒸汽形成气液平衡，利用氨的挥发性进行分离，并有效去除二氧化碳及硫化氢废气。三级冷凝利用物质在不同温度下的相变原理，有效提高氨的回收率，减少氨的损失。氨结晶塔及氨精制单元利用不同物质在特定条件下的溶解度和吸附性进行分离，去除氨中的水、硫化氢和羰基硫杂质，提高氨的纯度，为后续氨分解提供高质量原料。在适宜温度下氨在催化剂作用下分解为氢气和氮气，为后续氢气精制提供原料。氢气精制单元利用杂质与吸收剂的物理性质的差异进行分离，提高氢气的纯度，满足后续使用要求。此外，通过换热和冷凝等过程，提高了能源利用效率，降低了生产成本。

[0016]贵金属钌基催化剂因其卓越的催化性能，在氨分解反应中被公认为最高效的催化剂。然而，钌在地球上的稀缺性和高昂成本限制了其广泛应用，亟需制备新型氨分解催化剂以减少钌的用量并提高其低温活性。本发明采用简便的共沉淀法制备了具有有序层状结构的镍铁层状双氢氧化物(NiFe LDH)。在此基础上通过引入柠檬酸，利用其插层效应，调节了NiFe LDH的层间距，丰富了层间阴离子的种类，并与金属离子形成螯合物，从而显著提高了金属离子的分散性。随后，采用高温焙烧处理，有效脱除了NiFe LDH的层间阴离子，获得了各组分间高度交叉和均匀分布的混合氧化物。这一过程中，不仅产生了更多的氧空位和碱性位点，还为活性位点的引入提供了有利条件，促进了低温下氮气解吸和析氢作用。为了进一步提升氨分解反应的催化性能，在上述结构中引入了钌作为催化活性中心。钌的加入不仅增强了催化活性，还与镍产生了一定协同作用，镍能够有效促进氨分子的吸附和活化，而钌则主要负责催化分解过程，促进氢气的释放，这种协同作用使得整体催化效率得到了显著提升，为实现氨分解催化剂的高效、低成本应用提供了新思路。

[0017]本发明的有益效果：

(1)采用本发明的工艺流程可将酸性废水中的氨富集、提纯后用于氢气的制备，解决了现有工艺酸性废水中氨回收利用经济效益差的问题，利用本工艺流程及催化剂进行的氨分解反应温度低，氨转化效率高，为清洁制氢、安全储氢提供一种高效、生态友好的选择。得到的氢气可直接用于各类加氢装置用氢，也可作为甲醇、氨、甲烷的合成气原料调整氢碳比的氢源。该工艺流程具有经济效益好，能耗低，制氢成本低的特点，为酸性废水的回收利用提供一种新途径。

[0018](2)本发明采用共沉淀法制备有序层状NiFe LDH，并通过柠檬酸插层调节层间距和阴离子种类，提高金属离子分散性;高温焙烧后获得高度交叉分布的混合氧化物，产生更多氧空位和碱性位点;进一步引入钌作为催化活性中心，并与镍协同作用，显著提升整体催化效率，同时相较于传统钌基氨分解催化剂成本得到有效降低。

附图说明

[0019]为了便于本领域技术人员理解，下面结合附图对本发明作进一步的说明。

[0020]图1为本发明从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程图。

[0021]其中，1-除油罐;2-循环水换热器;3-脱氨塔;4-脱氨塔釜液换热器;5-三级冷凝装置;6-氨结晶塔;7-氨精制单元;8-氨分解反应器;9-氢气精制单元。

具体实施方式

[0022]为更进一步阐述本发明为实现预定发明目的所采取的技术手段及功效，以下结合附图及较佳实施例，对依据本发明的具体实施方式、结构、特征及其功效，详细说明如下。

[0023]实施例1

一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，所述工艺流程具体如下：

S1-1：将炼油或煤化工装置排放的酸性废水送入除油罐中，利用水油密度差除去浮油，得到除油废水;

S1-2：将体积占比为15%除油废水与循环水换热后送入脱氨塔顶，余量除油废水与脱氨塔釜液换热后从脱氨塔中部进料，利用再沸器加热脱氨塔釜液并产生上升蒸汽，与废水逆流接触后去除废水中的二氧化碳及硫化氢并从塔顶排出废气送入废气处理单元，脱氨塔釜排出的废水经换热后送废水处理单元，脱氨塔塔底操作压力0.5 MPa，塔顶温度为25℃，塔底温度为160 ℃;

S1-3：脱氨塔侧线产出粗氨气，控制氨的浓度为30%，控制侧线采出塔盘的温度为141℃，粗氨气进入冷凝器进行三级冷凝，三级冷凝的条件设置为一级冷凝器操作温度为127 ℃，操作压力0.33 MPa，二级冷凝器操作温度为95 ℃，操作压力为0.2 MPa，三级冷凝器操作温度25 ℃，操作压力为0.13 MPa，冷凝液经回流泵回流到除油罐，而未凝的富氨气进入氨结晶塔，其中氨结晶塔的操作温度为-5 ℃，随后进入氨精制单元经活性炭吸附脱除水、硫化氢和羰基硫杂质，得到精制氨气;

S1-4：将精制氨气送入氨分解反应器，在改性氨分解催化剂的作用下分解氨气，氨分解反应器的操作温度为420 ℃，操作压力为常压，得到粗氢;

S1-5：将粗氢送入氢气精制单元经PSA变压吸附脱除硫化氢、氰化氢和氨杂质，操作压力为1.6 MPa，最终得到产品氢气。

[0024]其中，所述S1-4中改性氨分解催化剂的制备方法如下，

S9-1：将硝酸镍和硝酸铁按照摩尔比3：1混合并加入到去离子水中，在常温下超声搅拌30 min得到溶液A，溶液A中的固液质量比为1：50，在800 r/min的搅拌速度下将1 MNaOH溶液滴加到溶液A中直至pH为9，继续在室温下搅拌6 h，旋转蒸发后得到沉淀物，利用去离子水洗涤沉淀物并置于冷冻干燥机中干燥12 h，得到粉末B;

S9-2：将粉末B加入到2 M柠檬酸溶液中，在60 ℃下超声2.5 h，利用去离子水进行洗涤直至洗脱液的pH为7，置于真空烘箱中60 ℃干燥6 h，得到粉末C;

S9-3：将粉末C置于马弗炉中在高纯氦气保护下进行焙烧处理，焙烧时间为25min，焙烧温度为450 ℃，焙烧完毕后进行球磨处理，球磨转速为450 r/min，球磨时间为1h，得到粉末D;

S9-4：将粉末D和3 M三氯化钌水溶液按照质量比1：3混合，超声搅拌30 min，加入1wt%硼氢化钠溶液，继续搅拌1 h，利用去离子水洗涤后置于真空干燥箱中100 ℃干燥12 h，得到所述改性氨分解催化剂。

[0025]本实施例中氨转化率为71.3%。

[0026]对比例1

一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，所述工艺流程具体如下：

S1-1：将炼油或煤化工装置排放的酸性废水送入除油罐中，利用水油密度差除去浮油，得到除油废水;

S1-2：将体积占比为14.5%除油废水与循环水换热后送入脱氨塔顶，余量除油废水与脱氨塔釜液换热后从脱氨塔中部进料，利用再沸器加热脱氨塔釜液并产生上升蒸汽，与废水逆流接触后去除废水中的二氧化碳及硫化氢并从塔顶排出废气送入废气处理单元，脱氨塔釜排出的废水经换热后送废水处理单元，脱氨塔塔底操作压力0.4 MPa，塔顶温度为15℃，塔底温度为150 ℃;

S1-3：脱氨塔侧线产出粗氨气，控制氨的浓度为15%，控制侧线采出塔盘的温度为138℃，粗氨气进入冷凝器进行三级冷凝，三级冷凝的条件设置为一级冷凝器操作温度为125 ℃，操作压力0.35 MPa，二级冷凝器操作温度为80 ℃，操作压力为0.15 MPa，三级冷凝器操作温度15 ℃，操作压力为0.12 MPa，冷凝液经回流泵回流到除油罐，而未凝的富氨气进入氨结晶塔，其中氨结晶塔的操作温度为-5 ℃，随后进入氨精制单元经活性炭吸附脱除水、硫化氢和羰基硫杂质，得到精制氨气;

S1-4：将精制氨气送入氨分解反应器，在改性氨分解催化剂的作用下分解氨气，氨分解反应器的操作温度为400 ℃，操作压力为常压，得到粗氢;

S1-5：将粗氢送入氢气精制单元经PSA变压吸附脱除硫化氢、氰化氢和氨杂质，操作压力为1.5 MPa，最终得到产品氢气。

[0027]其中，所述S1-4中改性氨分解催化剂的制备方法如下，

S9-1：将硝酸镍和硝酸铁按照摩尔比3：1混合并加入到去离子水中，在常温下超声搅拌30 min得到溶液A，溶液A中的固液质量比为1：50，在750 r/min的搅拌速度下将1 MNaOH溶液滴加到溶液A中直至pH为9，继续在室温下搅拌6 h，旋转蒸发后得到沉淀物，利用去离子水洗涤沉淀物并置于冷冻干燥机中干燥12 h，得到粉末B;

S9-2：将粉末B置于马弗炉中在高纯氦气保护下进行焙烧处理，焙烧时间为20~30min，焙烧温度为450 ℃，焙烧完毕后进行球磨处理，球磨转速为450 r/min，球磨时间为1h，得到粉末C;

S9-3：将粉末C和3 M三氯化钌水溶液按照质量比1：3混合，超声搅拌30 min，加入1wt%硼氢化钠溶液，继续搅拌1 h，利用去离子水洗涤后置于真空干燥箱中100 ℃干燥12 h，得到所述改性氨分解催化剂。

[0028]本对比例中氨转化率为64.5%。

[0029]对比例2

一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，所述工艺流程具体如下：

S1-1：将炼油或煤化工装置排放的酸性废水送入除油罐中，利用水油密度差除去浮油，得到除油废水;

S1-2：将体积占比为15.5%除油废水与循环水换热后送入脱氨塔顶，余量除油废水与脱氨塔釜液换热后从脱氨塔中部进料，利用再沸器加热脱氨塔釜液并产生上升蒸汽，与废水逆流接触后去除废水中的二氧化碳及硫化氢并从塔顶排出废气送入废气处理单元，脱氨塔釜排出的废水经换热后送废水处理单元，脱氨塔塔底操作压力0.6 MPa，塔顶温度为40℃，塔底温度为165 ℃;

S1-3：脱氨塔侧线产出粗氨气，控制氨的浓度为30%，控制侧线采出塔盘的温度为140 ℃，粗氨气进入冷凝器进行三级冷凝，三级冷凝的条件设置为一级冷凝器操作温度为130 ℃，操作压力0.35 MPa，二级冷凝器操作温度为110 ℃，操作压力为0.25 MPa，三级冷凝器操作温度40℃，操作压力为0.15 MPa，冷凝液经回流泵回流到除油罐，而未凝的富氨气进入氨结晶塔，其中氨结晶塔的操作温度为10 ℃，随后进入氨精制单元经活性炭吸附脱除水、硫化氢和羰基硫杂质，得到精制氨气;

S1-4：将精制氨气送入氨分解反应器，在改性氨分解催化剂的作用下分解氨气，氨分解反应器的操作温度为450 ℃，操作压力为常压，得到粗氢;

S1-5：将粗氢送入氢气精制单元经PSA变压吸附脱除硫化氢、氰化氢和氨杂质，操作压力为1.7 MPa，最终得到产品氢气。

[0030]其中，所述S1-4中改性氨分解催化剂的制备方法如下，

S9-1：将硝酸镍和硝酸铁按照摩尔比3：1混合并加入到去离子水中，在常温下超声搅拌30 min得到溶液A，溶液A中的固液质量比为1：50，在850 r/min的搅拌速度下将1 MNaOH溶液滴加到溶液A中直至pH为10，继续在室温下搅拌6 h，旋转蒸发后得到沉淀物，利用去离子水洗涤沉淀物并置于冷冻干燥机中干燥12 h，得到粉末B;

S9-2：将粉末B加入到2 M柠檬酸溶液中，在60 ℃下超声3 h，利用去离子水进行洗涤直至洗脱液的pH为7，置于真空烘箱中60 ℃干燥6 h，得到粉末C;

S9-3：将粉末C和3 M三氯化钌水溶液按照质量比1：4混合，超声搅拌30 min，加入1wt%硼氢化钠溶液，继续搅拌1 h，利用去离子水洗涤后置于真空干燥箱中100 ℃干燥12 h，得到所述改性氨分解催化剂。

[0031]本对比例中氨转化率为66.3%。

[0032]对比例3

一种从酸性废水中回收氨制取氢气的工艺流程，所述工艺流程具体如下：

S1-1：将炼油或煤化工装置排放的酸性废水送入除油罐中，利用水油密度差除去浮油，得到除油废水;

S1-2：将体积占比为14.5%除油废水与循环水换热后送入脱氨塔顶，余量除油废水与脱氨塔釜液换热后从脱氨塔中部进料，利用再沸器加热脱氨塔釜液并产生上升蒸汽，与废水逆流接触后去除废水中的二氧化碳及硫化氢并从塔顶排出废气送入废气处理单元，脱氨塔釜排出的废水经换热后送废水处理单元，脱氨塔塔底操作压力0.5 MPa，塔顶温度为25℃，塔底温度为160 ℃;

S1-3：脱氨塔侧线产出粗氨气，控制氨的浓度为35%，控制侧线采出塔盘的温度为144 ℃，粗氨气进入冷凝器进行三级冷凝，三级冷凝的条件设置为一级冷凝器操作温度为127 ℃，操作压力0.32 MPa，二级冷凝器操作温度为90 ℃，操作压力为0.2 MPa，三级冷凝器操作温度20 ℃，操作压力为0.15 MPa，冷凝液经回流泵回流到除油罐，而未凝的富氨气进入氨结晶塔，其中氨结晶塔的操作温度为-5 ℃，随后进入氨精制单元经活性炭吸附脱除水、硫化氢和羰基硫杂质，得到精制氨气;

S1-4：将精制氨气送入氨分解反应器，在改性氨分解催化剂的作用下分解氨气，氨分解反应器的操作温度为450 ℃，操作压力为常压，得到粗氢;

S1-5：将粗氢送入氢气精制单元经PSA变压吸附脱除硫化氢、氰化氢和氨杂质，操作压力为1.6 MPa，最终得到产品氢气。

[0033]其中，所述S1-4中改性氨分解催化剂的制备方法如下，

S9-2：将粉末B加入到2 M柠檬酸溶液中，在60 ℃下超声2.5 h，利用去离子水进行洗涤直至洗脱液的pH为7，置于真空烘箱中60 ℃干燥6 h，得到粉末C;

S9-3：将粉末C置于马弗炉中在高纯氦气保护下进行焙烧处理，焙烧时间为25min，焙烧温度为450 ℃，焙烧完毕后进行球磨处理，球磨转速为450 r/min，球磨时间为1h，得到所述改性氨分解催化剂。

[0034]本对比例中氨转化率为29.1%。

[0035]以上所述，仅是本发明的较佳实施例而已，并非对本发明作任何形式上的限制，虽然本发明已以较佳实施例揭示如上，然而并非用以限定本发明，任何本领域技术人员，在不脱离本发明技术方案范围内，当可利用上述揭示的技术内容做出些许更动或修饰为等同变化的等效实施例，但凡是未脱离本发明技术方案内容，依据本发明的技术实质对以上实施例所作的任何简洁修改、等同变化与修饰，均仍属于本发明技术方案的范围内。

说明书附图(1)