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污泥热水解消化工艺的性能与成本解析

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学社编辑 发表于 2019-9-3 08:40 | 显示全部楼层 打印 上一主题 下一主题
——英国Bran Sands热水解+消化项目的工艺解读9 l0 g( w5 e/ a; r/ ~5 S- b, ^( U9 ?2tech.cn
1 K  L. O  O" q0 E2tech.cn
国际某知名品牌的热水解+消化工艺在欧洲已有大量成功的应用。这种技术早已为国内业界所了解,2010年上海水业论坛、2011年青岛污泥会议上,一些国际公司作为赞助商做了这种技术在国内的首波推介。这些介绍一般还都停留在商业层面上,对其具体的工艺过程、参数特别是经济性,尚没有详细的介绍。0 A. |) G7 `3 V$ i* r2tech.cn
* S+ O. D1 V& z) F3 p/ t- G2tech.cn
基于这种技术的复杂性,一般潜在用户也很难“反向工程”,具体了解其性能并测算成本。3 i# M9 y4 \- P$ e8 U' z: V2tech.cn

3 D  Z3 @8 L# ^- `1 O0 N笔者不揣冒昧,根据某公司在英国的一个项目的具体数据,建立了一个完整的热平衡模型。根据此模型,笔者对这种热水解+厌氧的组合工艺有了一些比较具体的认识和想法,现将分析过程写成本文,以就教于业内方家。
8 \0 g" @$ S% v
) ?8 K' N& v" E% R9 {
一、资料来源

; m+ {' D) h. n) b% g1 \, X7 g; x6 L: }% h& g% p. }2tech.cn
所有资料均可在网上找到,兹列举如下(后面将只注出资料编号):
5 U  L3 @! e; c0 m$ b
2 [0 s7 p( r) X9 ^( q① Advanced Digestion Plant at Bran Sands Design and Construct Experiences(业主和总包商在第14届European Biosolids and Organic Resources Conference and Exhibition会议上的报告)
" u/ S! k) B1 g: d8 r; r: y' v# E, p/ C4 m  S) k% [  o5 H  c2tech.cn
② Bran Sands Advanced Anaerobic Digestion Facility(业主和总包商发在Wastewater Treatment & Sewerage上的论文)' i9 F# A9 U. H8 Q5 p2tech.cn

2 W* T% x& Z% t1 Z③ Start-up, Seeding and Commissioning of Bran Sands Advanced Digesters(总包商的PPT)
5 g: J! J: W* H- V# f- [  V
0 m6 |8 H& t/ R, b9 l4 ?④ Cambi™高级污泥厌氧消化(CAAD)技术的特点和污泥中生物能源和资源的回收利用(“2010上海水业热点论坛”会刊论文投稿)3 U: M2 O8 O" D* g" C0 t2tech.cn
* D7 f' f4 E' {% x$ W2 U% P. D  R2tech.cn
⑤ Bran Sands Advanced Digestion Project(业主NWL的PPT)
$ M! c! Z9 i0 Z( F8 t
; b3 g  Y: x) H  |# E⑥ Combined Experiences of Thermal Hydrolysis and Anaerobic Digestion(某国际工程公司为首的一个项目公司的评价报告)
8 g( v2 H0 k7 h( P) X  ?0 H
# E: y# F# h% w7 q) N! V8 l  i⑦ Combined Experiences of Thermal Hydrolysis and Anaerobic Digestion - Latest Thinking on Hydrolyis of Secondary Sludge Only(同上)
% j, t1 n6 n1 W! X6 X
+ k; H  `1 G# {  B# B⑧ Cambi 污泥水解+消化应用和有机质问题(2011年青岛污泥会议PPT)
$ ]2 n' ]: \% w9 G) U! s5 g
. l! a$ R* Z/ A  F3 s7 s) [1 M
二、水解+消化项目数据辨析

0 z8 S, h+ C' _3 c* K! H# ?/ d& ]& \3 R0 {2 [2tech.cn
在Teesside 的Bran Sands污水处理厂是目前英国最大的污泥干化设施,日处理本厂和外来脱水污泥548吨(以含固率20%核算),采用天然气作为热源,将其干化至含固率90%以上。. v: A( v' d. ]2tech.cn

1 i% X8 o# B& Q" y- w基于干化极高的能源成本,业主Northumbrian Water 水务公司于2006年对厌氧处理工艺进行了深入的调研和实验,最终在2007年6将工程总包授予了Aker Solutions公司,建设一座年处理量40000吨干固体的污泥热水解厌氧消化工厂。项目于2009年8月开始调试,2010年1月完成了交付,并基本达到了设计目标③。
: E2 y& }5 t( N* `! I1 `/ S# z$ j' ^7 f
& K0 C2 E4 U8 k1 A. R1、投资. Q% j) D- I7 h' i. }- t: S2tech.cn
$ j( I6 ^9 p! g. ?* G2tech.cn
新项目沿用了原厂的湿泥储存、输送和部分脱水设施,新建了热水解(CHP)、消化(3个6700立方米罐体)和换热、给热设施。项目总投资3300万英镑①,总包设备款2800万英镑①。
& M7 h6 g! _3 @2 V1 m2 `1 Q. `: c- q
1 n- I5 _4 T/ F) p* G6 a4 j为便于评价,根据中国银行公布的2007年6月30日汇率(100 英镑 = 1524.55 人民币),投资总额相当于人民币5.03亿元,以含固率80%计的日吨湿泥单位投资成本91.8万元。
( j, ~7 C, z. ^7 a/ O) Z4 D% l以此成本在中国实施(部分物流配套尚不在内),显然没有什么意义。5 E0 B$ E4 f7 R1 X9 W2tech.cn
% e/ m& i8 S* j( C! U) P1 a# k2tech.cn
根据笔者的猜测,类似项目在国内实施,如果要维持一定的供货水平的话,日吨单位投资不会低于50万元。本文就以此假设值进行比较。# ~& B5 W( a2 H# k2tech.cn
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2、热水解和消化工艺参数' n  m5 k8 j; @. w* D( x2tech.cn

4 R; }) ^" R! K' ^       按照工艺供货商的描述,热水解工艺主要由三段构成④:浆化—反应—闪蒸,额定工艺温度分别为97—170—102度。闪蒸罐出来的闪蒸汽约102度入浆化罐,将其需要处理的污泥稀释至含固率平均15.9%③,此时闪蒸汽可将此料液加热至平均97度。, a' G: f5 [1 P! f) K, \2tech.cn
( {6 d+ r  I$ ?7 u; x; ^2tech.cn
       从浆化罐出来的物料进入反应器后,注入压力为0.6 MPa的饱和蒸汽,使之达到平均温度165-175度,保持30分钟。其后反应罐中出来的物质进入闪蒸罐,闪蒸后物料温度102度。( [, L. D  Z, S: a( }- W2tech.cn

. L" P( f+ C7 l! t* J       该项目来自本厂和外厂的脱水污泥含固率在22-27%①③,设计值22%③,平均25%②,经过两次混合稀释,成为平均含固率15.9%的料液③进入热水解系统。在热水解过程中,一定比例的有机质被溶解液化,因此离开反应罐的料液平均含固率降低。/ f3 p+ O/ z  v2tech.cn

+ d- C* T4 U# r       离开闪蒸罐大约102度的高温物料通过加水的形式,进一步稀释物料至合适的含固率,并通过换热器,将料液降温为40度,进入消化。消化为中温消化,实际消化温度在39-43度之间③。冷却所需的冷量由冷却水塔提供。
* w4 u1 u% R: X  x& l; |; O& [0 V0 `. v! @7 [5 ]6 ^2tech.cn
项目的设计水力停留时间平均18天①,挥发性有机质含量设计值为75%(投产后实际平均73%,最高79%③),有机质降解率设计值为60%①。4 E$ U( }. J2 G* X( v2tech.cn

) T% _# l4 r8 n' D% V6 _. {3、产气及发电参数
) s. p: S' S" I7 e, x. {2 S
! u5 B5 `- [& _: H7 f+ p" ]仅根据给出的沼气量(45000立方米/日①,44000立方米/日②),还无法就沼气量、沼气能量、沼气的甲烷含量等数据进行校核。但多个文献给出的用于与原热干化项目进行对比的高级厌氧系统的能流图,为上述数据的确定提供了可能。
; {0 R4 C  D# w! }* o5 q& h. [9 ?8 ?" h5 ?3 G2tech.cn
水解+消化和发电项目的能流如下:总输入能量为沼气11.5 MW,天然气1.4 MW;输出包括:为高级厌氧系统(ASD)和污泥处理中心(RSTC)提供电耗1.96 MW,为污水处理工艺提供电耗2.74 MW,为热水解THP系统提供热耗3.3 MW,发电机回收热量约2.1 MW,热损失4.9 MW。
* x; I/ y8 M+ D  o
0 I" ?/ ~6 A4 J) R7 u) _9 o能流图给出的电耗数据也为进行成本比较提供了依据。
1 y$ {& o! V4 R% m4 F$ \
1 a3 m* [- W0 N3 p1 c: a5 @4、水解系统热平衡的建立5 h+ G& l  N" }* Z& F" K2 B2tech.cn

0 u# z9 c: r8 h- t' [# U       取水解各步骤的热耗为系统输入热量的2.5%。
( _6 F1 q( b4 ~5 j+ ?/ S  c# f# [# |1 S! |$ O/ a2tech.cn
设闪蒸汽的平均温度较闪蒸罐出口料液温度高10度。
1 Z( G( s% d) F: Z# I  ]
1 g9 m4 c/ r* G2 S       各点温度确定,可查取得到新鲜蒸汽焓和闪蒸汽焓;
  w! u& l- A7 z# O5 _  U3 u4 ?# Y$ D3 i4 V' K2tech.cn
设有机质在水解反应器中的水解率为某值,由此可确定各点的干物质量;% }) f) {9 }0 {( n0 w4 B' {6 J2tech.cn

2 i( d; ]# h' r将闪蒸罐产生的闪蒸汽量设为x、打入反应罐的新鲜蒸汽量设为y,蒸汽给水温度为z,分别建立浆化、反应、闪蒸单元的热平衡方程,分步联立解出,直至闪蒸罐的物料出口温度校验与设计值相符(102度)。
  h7 K. X! |4 p6 V2 W' \
' g* d' E: O) ]% @, }& b4 z/ u计算结果如下:
! D2 e# Q& |$ n6 W& w3 T在设计条件下,有机质水解率35%,新鲜蒸汽量4997 kg/h,闪蒸汽量4160 kg/h,蒸汽给水温度94度(给水的加热可来自发电机热水)。新鲜蒸汽焓恰好与能流图中的数据3.3 MW相符!至此可判断此模型的计算结果与原设计有一定的类似性。
& J6 }# J' [& T6 ~( s% ^# ]/ V1 L, ^  }1 p( B: x2tech.cn
为便于理解热水解系统的性能,将其余关键参数列举如下:
) m6 q/ ~6 i* a4 O/ D入水解系统的实际处理量为110 tds/d / 15.9% = 689 t/d。
0 N8 |8 J3 u, z( w9 D热水解(未再考虑消化保温)所需能量占沼气产生能量的28.7%。
3 u6 j9 T) e) G: a* _0 _* y水解物质量为28.8 t.VSS/d,水解后的含固率为10.0%。
4 f  j6 D1 {2 g& t) \* x8 m# Z$ w  d7 [- x8 G" u4 ]& r2tech.cn
5、消化系统8 o& Y$ ^6 H) u2tech.cn

) B- x. h. Y) E8 p+ Z. P/ ^6 I       消化产气量为45000立方米/日,沼气能量为11.5 MW,则沼气热值约为5275 kcal/m3;以CH4摩尔热量计算,沼气的实际甲烷含量大约为55.5%(而非60%或65%)。/ d0 X4 g0 L( x8 j0 i7 r5 A2tech.cn

8 x4 ]) U( r- G* a; n       从有机质降解的甲烷产率考虑,有机质降解60%,意味着降解量为49.3 t.VSSr.d,有机质降解的产甲烷率为0.51 m3/kg.VSSr,这一数值已是文献所见很高的产甲烷量了。
; \; \( J$ D9 Z8 T, O+ \0 o5 k6 s- R  Z7 }2tech.cn
       消化系统未再考虑保温的热量消耗。
6 J9 l5 U9 R0 b, v/ t! d$ S- s
- Z" Q' @( R9 D' t/ {6 J       根据设计,总消化罐有效容积为20100立方米,平均水力停留时间18天,以水解后的干基81 tds/d计算,消化器允许更低的入口含固率,即7.2%。
" Q/ ~3 m- O; a8 d; R  l% U! D2 b2 O' f- Y- f3 P2tech.cn
       根据工艺描述,消化器的目标含固率是5-6%③,将102度的水解污泥降温至40度,最直接的方法是用水稀释②。但稀释并不能保证温度降到允许的设计值,无论如何需要间接换热。从现场图片上显示的多达6排、每排7个冷却水塔看,CHP后的物料冷却是一个重要步骤①。
# \0 v* w0 R8 F4 n" f
5 [$ X# T% U8 O       按照45000立方米的产气量和20100立方米的池容算,池容产气率为2.2 m3/m3。
7 l; ?/ G" C% c1 X
# z! D' U* E$ [       消化器的有机质负荷为4.1 kg.VSS/m3.d,比设计值5.5 kg.VSS/m3.d②要低。剩余干固体量为2511 kg.DS/d,消化后的干固体量为22000 tds/a。此值也与设计值21000 tds/a接近①。
( z/ A9 C/ `: K3 M9 C- p' j8 T# e5 F7 {1 W4 @  ^4 F2tech.cn
       消化后脱水含固率为30%①,根据该项目(现有带式脱水机,25-30%)的实际运行报告③,和其它项目的测试⑥,保证30%以上应无问题。则本项目水解消化后的脱水污泥(30%DS)201吨。3 U8 ?3 w* B2 t  K' m2tech.cn
, a5 @5 }4 B' C" b4 N2tech.cn
6、产电量. @( t4 w: ?) R$ P1 `2tech.cn

& y; q9 B8 `1 S       根据设计,用于CHP的蒸汽热量的40%来自沼气发电机的余热②。CHP的给热量是3.3 MW,则来自沼气发电机的余热为1.32 MW。这意味着其余1.98 MW给热量来自沼气或天然气直接燃烧。以天然气锅炉热效率90%计算,沼气耗量应为8608 m3/d,即2.2 MW。这样,系统输入总热量12.9 MW(沼气11.5+天然气1.4)中,可供沼气发电的热能就只有10.7 MW。
/ ^; C' Y, T5 b  @/ K7 |" r: g" {8 x5 I2 W8 a- L2tech.cn
以可用能量10.7 MW、发电4.7 MW来考虑,发电热效率需要高达43.9%。如此之高的设计参数,以笔者的了解,国外先进沼气发电机的发电热效率在38-41%之间,超过41%并非不可能,但似乎较难保证。如果CHP需热量40%靠余热回收取得能够实现,那么设计上应该也属于很“理想化”了。
# {+ }' o) P( [$ Y3 ?2 v
, Y3 Q+ R3 Y" s) N' I
三、参照比较工艺的设计条件

  u; @- H$ Z% B0 h
& w3 L5 O, b1 @0 d       为了解热水解+消化的运行成本定位,有必要引入两个其它处置方式以资比较。
/ b6 h: B( ?& b& E0 _  D" ]3 P" W! A6 a+ ^" Q' n$ r% N8 u2tech.cn
1、作为参照的干化系统
! h1 P/ E; @2 i. |6 H+ C
1 _2 F# m, @! D' `' I; `根据原污泥干化项目的能流图,污泥处理中心的电耗为1.96 MW,蒸发热耗13.14 MW,耗费天然气热量17.47 MW,热损失4.33 MW。  T1 d1 q& K! t5 ]4 c$ H+ {2tech.cn
9 l$ B* }3 b: ~5 E2tech.cn
将蒸发净热耗13.14 MW除以天然气总能耗17.47,得到锅炉热效率75%。
. i# }+ ?1 k4 _* W2 I
8 v* B! q- y( ~3 k根据欧盟和英国的污泥干化实践,干化污泥含固率一般均为90%以上。, N# B+ ]: [% h: X- m, M: a8 W2tech.cn
2 R# y) P3 P2 e0 e2tech.cn
以年处理干基污泥量40000吨计,假设入口含固率20%,则干化的蒸发量为17757 kg/h,升水蒸发量热耗740 kcal/kg。若取平均入口含固率25%,则干化蒸发量为13191 kg/h,升水蒸发量净热耗为996 kcal/kg。
+ x) ?! |/ w6 Q; e
8 a7 P) b& f$ E! v3 ~' Y电耗方面,含固率20%时为0.110 kW/kg,含固率25%时为0.149 kW/kg。" ^* \. V8 d2 z2tech.cn
$ \2 X, r! f( a& U1 {' U* A2tech.cn
笔者以为,这里的天然气锅炉热效率严重偏低(一般在85%以上),干化净热耗即使对某些耗能工艺也显得偏高,电能则偏离更多。可能是作者为了显示新项目的优越性,不自觉地放大了某些对比数字。4 r6 q2 D8 n% \$ T2tech.cn

3 \. c0 w7 y! Z, n* B因此,本文在比较中将采用两个工程上比较可信的数字来评价热干化:净热耗670 kcal/kg,电耗0.075 kW/kg。
4 c1 j: l, D+ B- a
. D0 ?; w2 Z" Q6 Y) Z8 w9 p) V( _% U投资以含固率20%的湿泥为基准,单位投资25万元/吨·日。; b4 n# |( J  z7 z3 i2tech.cn

* L8 H0 w/ j- N2 j2、作为参照的传统消化系统
7 K) V" W1 j& U) ^1 {# S( ?* A2 o' @0 L2tech.cn
       为了解高级厌氧系统的投入产出,笔者建了一个CSTR高浓度厌氧消化模型(类似于大连夏家河项目)。工艺取值如下:# `! W9 l% p3 Q8 g2tech.cn
9 v( }; F9 V5 @7 i( U3 q4 p2tech.cn
       入消化罐固体浓度10%,消化日数28天,消化温度55度,有机质的消化降解率36.9%。
8 Z4 s1 x, b8 F! F; m0 ^# v$ L$ y' D& n, m$ ?& R$ ?2tech.cn
消化罐数量4个,单体有效容积8000立方米。参考环境温度/水温/泥温一律取为10度。有关消化器加热、保温的气候数据选为北京。
* J  N7 C* c: t! u" l* w3 Z8 A  j; E- A: n2tech.cn
以同样的有机质产甲烷率来分析,传统消化应可实现有机质降解110 tds/d * 75% * 36.9% = 30.3 t.VSSr/d,产沼气27660 m3/d,池容产气率0.9 m3/m3。
( f5 P0 @+ @: e8 C, L就消化系统而言,采用高温消化,将料液从10度升温到55度,所需能量大约为1900000 kcal/h;考虑北京地区冬季极端气温下的保温需要(最大单池66000 kcal/h),所需能量约2200000 kcal/h。
; l2 _( b0 w; Z2 P1 `; b( I; k( \( R/ l$ d3 w2tech.cn
沼气发电机若可回收36.5%的热能(是可保证的),即可满足消化的给热保温需要。: y; k0 q% j$ x' S2tech.cn

) i# w; I$ G9 F. I, a, M2 T这意味着27660立方米沼气均可用于发电,以发电热效率38.5%考虑(一个较实际的取值),可实现发电量2720 kW。按照笔者的评估,该消化系统的自用电量约为14.1%。
3 X7 e' ]4 K4 h2 @7 B7 x% M类似消化条件下的污泥脱水含固率可能在22%(离心机,可保证的数据),则产生脱水污泥量360吨/日。
/ [, f; z! t7 b* k! x, F' I# R) _% W3 }- J' a9 W2tech.cn
3、用于比较的经济参数/ d0 g# W4 a! I+ U4 Q2tech.cn

3 J* M8 B8 ?$ \       同样的经济参数取值,用于三个不同工艺的比较。主要取值如下:, `# C8 S8 `/ W9 d! q, Y2tech.cn

6 W4 @: F4 F0 v0 y5 r       电价0.75元/千瓦;脱盐水制水成本10元/吨;商业天然气热值8500 kcal/m3,天然气价格3.2元/立方米,天然气锅炉热效率90%;燃煤价格800元/吨,热值5000kcal/kg,燃煤锅炉热效率75%;雇员平均年薪4万元,定员人数均为20人(不考虑运行难易和复杂性);年利率5.94%,还款付息期10年,复利计算;维护成本按总投资额计算,系数2.0%(亦不分难易);消化系统脱硫药剂成本按湿泥折算,每吨10元。' i6 G% w: V& z! C% T2tech.cn

( {1 N% U) a& r       由于三种工艺最终的产出极为不同,最终处置出路可能极为不同,前景无法预料,应该说各有优势,也各有劣势,难定统一价格。热干化污泥具有一定的热值,去水泥厂处置,零费用给出是有可能的;热水解并消化后的污泥如果没有重金属污染,应该也有土地利用的出路;传统消化由于采用的是高温消化,如无污染,脱水污泥也可实现灭菌和土地利用。但考虑到后两者施用有季节性,含水率仍很高,要实现零成本处置,有较大难度。因此,比较时采用了两种可能:一种是全部零成本处置,一种是各考虑一个比较可能的处置付费。
$ J. Y3 R8 C% y7 f# ~
; i! y# I& [2 B+ }" J# k
四、比较   
   
4 f% L4 {1 m/ u' w9 e. b- _5 z8 p, R; d0 |2tech.cn
1、设计条件下的水解+消化与其它工艺的比较, N0 }' |; ?9 ^* e2tech.cn
6 q1 Z5 }- m; Q% e7 n6 \1 y2tech.cn
       不考虑处置成本时的投入产出如下:6 T& `& K1 `9 E! o0 K4 B9 G% u; v2tech.cn

! t& t% D. \& b6 c" g
单位
水解+厌氧
传统厌氧
燃气热干化
燃煤热干化
单位投资
万元/吨日
50
35
25
25
需最终处置量
吨/日
201
360
122
122
含固率
%
30%
22%
90%
90%
单位处置成本
元/吨
0
0
0
0
发电产出
元/吨
90
77
0
0
直接成本
元/吨
64
35
276
161
折旧财务费用
元/吨
175
123
88
88
综合处置成本
元/吨
-149
-81
-364
-249
. G) ]6 ]. C. n! s; L2tech.cn
考虑处置成本时的投入产出:
2 X2 i! @" Z# t# C
3 U  T; u5 i- d$ n# Q# j" H. N
# C& I4 r( B" v) z) L) r7 P2tech.cn
单位
水解+厌氧
传统厌氧
燃气热干化
燃煤热干化
单位投资
万元/吨日
50
35
25
25
需最终处置量
吨/日
201
360
122
122
含固率
%
30%
22%
90%
90%
单位处置成本
元/吨
150
200
100
100
发电产出
元/吨
90
77
0
0
直接成本
元/吨
119
166
298
183
折旧财务费用
元/吨
175
123
88
88
综合处置成本
元/吨
-204
-212
-386
-271

* ^; ~  f, E9 q6 ^3 N6 S. c% |
8 R$ x' ~" A, ~4 ?4 ]+ A

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