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污泥喷雾干化回转窑焚烧工艺的真实能耗水平
一、 热平衡的真假
1)   干燥器耗热量4766300 kJ/h, 污泥从含固率20%至75%, 蒸发量1833 kg/h, 干化净热耗621.1 kcal/kg;
2)   干化污泥量667 kg/h, 湿基热值1500 kcal/kg, 添加燃煤112 kg/h, 燃煤热值5000 kcal/kg, 系统热量总输入1560000 kcal/h; 其中, 入炉污泥水分167 kg/h的耗热量433300 kJ/h, 升水蒸发量热耗621.1 kcal/kg;
3)   灰渣热损失111427 kJ/h, 灰渣量283.8 kg/h; 如果灰渣比热容取0.26 kcal/kg.K的话, 则灰渣出口温度仅约360度;
4)   不完全燃烧热损失229299 kJ/h, 相当于输入热量1560000 kcal/h的3.5%;
5)   飞灰量129.7 kg/h, 飞灰焓4111 kJ/h, 考虑了飞灰温度30度;
6)   系统散热损失327600 kJ/h, 相当于输入热量1560000 kcal/h的5.0%;
7)   烟气热损失677963 kJ/h, 助燃空气量14000 m3/h;
作为焚烧工艺的热平衡和物料平衡, 缺少了几个最为关键的内容: 烟气量、 各工艺点的烟气温度。这种所谓的”热平衡”给出的是热焓分配, 而非各工艺点的状态, 其目的显然是不想让人了解和校核。尽管该表在入出口热焓收支上是做平了的, 但细究这些数字, 我还是发现了几个问题:
首先, 将灰渣、 不完全燃烧损失、 飞灰、 系统散热等四项去掉, 总热量约1403832 kcal/h, 除以总水量 kg/h, 相当于升水蒸发量702 kcal/kg, 从蒸发角度来看能耗极低, 但这显然不是喷雾干燥所能实现的能耗值( 一般均在1200 kcal/kg以上) ;
其次, 以环境温度20度计, 干空气量约18060 kg/h; 以一种典型的污泥和燃煤性质考虑( 见下) , 要达到助燃空气量14000 m3/h, 过剩空气系数需要达到7.1的水平, 得到干燥用干烟气量约18700 kg/h, 这里所间接透露的过剩空气系数尺度是关键点之一;
第三, 从飞灰量、 灰渣量看, 如果剩余物达到413.5 kg/h, 占总输入干固体量612 kg/h的67.6%, 即可挥发性有机质仅32%, 即使考虑3.5%的未燃尽物, 这个数字也不太靠谱; 当然, 热损失也就不着边际;
第四, 根据间接推知的烟气量, 即使假设干燥完毕废气温度是70度的话, 该废气所携带的焓也将达1815000 kcal/h, 去掉其中水分蒸发的理论焓620 kcal * 蒸发量, 排出废气焓应在575000 kcal/h以上, 但”热平衡”中给出的烟气热损失仅为该值的28%。
不难判断, 这个热平衡其实是个烟幕弹。从刻意”漏掉”的数据, 以及这种拼凑的热焓分布看, 王先生们其实不想告诉我们真相。

二、 工艺流程的变化说明什么
距论文在学术杂志上正式发表不到半年, 大规模的商业推广已经开始。在商业推广上, 王凯军教授可谓不遗余力, 始终冲杀在最前线。 5月中国水网等都刊载了一篇《中国自主产权的污泥干化焚烧技术开发成功》的新闻通稿, 文章称”由浙江环兴机械有限公司联合清华大学共同研究开发的污泥喷雾干燥焚烧处理项目( 注: 由杭州环兴污泥处理有限公司投资运行) 日前获得重大成果突破, 据中国水网记者现场了解, 该污泥焚烧厂日处理能力360吨/天, 运行总成本约100元/吨, 项目自 8月建成开始试运行, 当前运行连续稳定, 处理彻底, 无二次污染, 具有技术工艺具有完全的自主知识产权, 技术先进、 运行成本低、 污泥减量化和无害化效果突出、 节能效果明显等优点, 在国际同类技术中处于领先水平, 具备国产化能力, 具有广阔的应用空间和市场潜力”。
据我调查, 王凯军偕浙江环兴的老板俞其林首次对外公开推介此项目是在 7月21日国家环保局标准司委托中国水网在北京召开的评审会上, 当时所说的是60吨试验项目。但到了 5月中国水网记者的”现场报道”里, 就变身为360吨项目已运行了一年。水网记者新闻意识之”超前”由此可见一斑。
       王凯军在 的一次”污泥干化焚烧高级研讨会”上, 以《360t/d新型污泥干化焚烧技术示范工程研究》为题, 再次介绍了该项目。这一次还结合了她所编写并已发布的国家《污泥焚烧技术政策》、 《城镇污水处理厂污泥处理处理技术规范》及《污泥处理处理最佳可行技术》等标准规范, 对自己的技术进行了质的包装。
       这一次推广在技术数据上仍全部是60吨试验项目的内容, 所增加的360吨项目的信息在两个方面: 1) 投资4500万, 热效率80%, 运行成本120元/吨; 2) 工艺改进, 包括:
1)   将单一的旋风除尘器改为旋风除尘器与布袋除尘器的组合工艺;
2)   将生物除臭喷淋洗涤塔从两级串联每级单层填料改为单级4层填料;
3)   经过输送机将旋风除尘器去除的颗粒物与干化污泥混合后送入焚烧炉焚烧;
4)   将喷雾干燥器烟气进风温度从400度调整为500~550度;
5)   将经过热风炉预热助燃空气方式调整为煤粉与干污泥混合进料;

结合上述工艺改进内容与原专利对照, 我猜想她们在60吨试验项目上可能遇到的问题如下:
1)   巨大的气量, 所携带的污泥粉尘极高, 仅选用旋风除尘器是不够的, 于是增加了袋式除尘器, 以避免过多粉尘飞到后段堵塞喷淋洗涤塔的填料;
2)   生物除臭洗涤塔过滤洗涤能力严重不足, 难以实现除臭而达标排放;
3)   除尘装置收集的物料过细, 直接进窑会发生局部爆燃, 并未燃尽就会随烟气飞出, 久之会堵塞烟道;
4)   原进风温度太低, 干燥难以保障; 但提高进风温度可能意味着能耗提高( 后详) ;
5)   原来的热风炉包括二燃室本都是多此一举的热工装置, 当热风温度不足时, 热风炉根原来不及补充热量; 二燃室的设置原来是为了提高烟气温度, 以保障污染物的分解, 但如果不能喷液态或气态燃料, 二燃室形同摆设, 毫无意义; 按照60吨项目的设计理念, 该二燃室的存在可能只是一个经过环评的幌子罢了。

其实这里没有提到的还有两个更为核心的内容: 喷雾干燥的打浆含固率和焚烧炉的温度。
根据专利, 构成进料环节的有以下机械: a) 打浆机; b)筛分机; c)储泥罐; d)高压泵; 要保障喷雾干燥顺利进行, 喷雾头及其相配合的料液浓度是关键。打浆从字面上看是对液体物料中的大颗粒进行破碎均质的过程, 如果污泥是含固率20%, 很难想象打浆机如何工作。根据业内厌氧消化的经验, 现在所见到的最高含固率的污泥厌氧消化是大连夏家河, 其料液的固体浓度最高为10%, 其它厌氧消化项目的污泥含固率只有4~6%。浙江日报 11月25日对此有一描述, ”污泥先经过打浆, 变成流汁状的泥浆, 然后经过螺杆泵输送到直径8米、 高50米的喷雾干燥塔, 奇妙的反应发生了: 塔里设有特制的雾化器, 流汁状的污泥进入雾化喷咀, 变成了蒙蒙泥雾, 在与塔顶550℃的热空气的接触后瞬间蒸发, 含水率从80%降到15%, 成为颗粒状干化污泥”。打浆的含固率应该是萧山项目真实能耗的命门所在。对这一点王教授似乎讳莫如深。
关于第二个问题, 北京院杭世珺的考察报告中, 专门对此提出了讨论: ”现场考察时, 焚烧温度达不到设计温度, 此时可能有部分物质得不到充分燃烧, 建议进一步研讨其二噁英产生与否的问题及其相对应对措施。建议进一步探讨喷雾干燥器及回转焚烧窑内的污泥结焦问题及其应对措施”。焚烧炉当时的炉温只有400多度, 足以造成天上黑烟滚滚, 杭总作为王教授的老朋友, 她还能如此直率的提出此问题, 可见是两者有着不同的治学风格吧。
经过对其60吨项目建立一个完整的喷雾干燥物料平衡和热平衡, 并参照喷雾干燥器的相关文献所报道的实际参数, 我终于了解了为什么萧山项目回转窑温度会严重偏低, 以及这种喷雾干燥与回转窑配合方面所存在的联动关系。事实上这种较为敏感的关系, 是项目存在三个以上的变量参数造成的, 牵一发而动全身。
360吨项目的新设计已经事实否定了两个热工设备的存在意义: 热风炉和二燃室, 污泥与燃煤在同一个热工设备中混烧, 这一点与石洞口别无二致。令人奇怪的倒是, 王凯军指摘石洞口项目”烟气无组织排放, 二次污染严重”时, 是否考虑过她自己的这套装置是否有同样的问题。
从360吨项目对各段工艺都做了大幅调整看, 这种工艺至少当前还远未成熟。

三、 多变量体系——牺牲稳定性为代价的工艺
采用以下原则对此项目做出了热平衡模型: 干化部分, 将喷雾干燥器本身视为一个封闭系; 焚烧部分, 将热风炉( 已取消) 、 焚烧炉、 二燃室视为一个封闭系; 由于焚烧发生的位置相同, 因此可采用统一的过剩空气系数; 选定的燃料及元素构成如下:

收到基

燃煤
污泥
干物质
％
96.00
20
水分
％
4.50
80
灰分
％
27.00
45
C
％
60.00
23.5
H
％
2.50
4.2
O
％
8.20
0.8
N
％
1.38
16.4
S
％
0.92
10.1
干基地位热值
kcal/kg
5250
2440

两个封闭系共存在三个变量: 燃煤量、 过剩空气系数和进入干化系统的环境空气( 用于烟气降温) /压缩空气量( 用于喷雾) 。
污泥处理量一定, 则决定系统总热焓输入的是燃煤量; 试算过剩空气系数, 经过燃料量就决定了可能产生的高温烟气量; 这部分高温烟气量因过剩空气系数的大小, 而有不同的出口烟温。当规定出口烟温必须维持在850~950度之间时, 意味着必须大幅度同时准确调节过剩空气系数, 否则会超温或温度不足。由于过剩空气系数是根据焚烧工况调节的, 那么焚烧工况一变, 将造成需要补入干化系统的环境空气/压缩空气量也跟着变化。如此, 在三个参数间就形成了互相牵制的关系。如果改变燃煤量, 另外两个都要动; 如果只改变过剩空气系数, 则需要动干化环境空气量/压缩空气量。压缩空气量与环境补入的空气量原来就是两个量, 那么事实上这四个变量之间的互动, 就构成了一切麻烦的来源。
在其它干化焚烧工艺里, 为干化系统补热的热工系统必须是独立于污泥焚烧炉的, 这样使得干化和焚烧都是单独调节, 互不影响。比如污泥湿了, 则需要在锅炉中多补燃料; 从焚烧炉回收的热量之多了少了, 对干化的运行不发生影响; 如果干化产生的干泥少了, 焚烧炉输入热量减少, 但它不必对干化缺少的热量做任何反应, 因此两个系统之间能够做到互不干扰。
喷雾干化+回转窑焚烧的工艺显然不是如此, 如果湿泥含水率增加, 干化热量不足, 马上反应在产品干度上; 产品干度一降, 火焰温度马上降低, 烟气量却可能没变化, 于是烟温降低; 当发现这个问题, 系统开始干预, 加大给煤量时, 又需要立即也改变过剩空气系数, 鼓风量一变, 干化的环境空气/压缩空气如果不变, 马上会造成污泥过干; 如果把环境空气降下来了, 说不定喷嘴压力的变化也会导致泥浆喷入的量变化……如此这般, 工艺如猫追自己尾巴一样的自动化调节难度可就太高了, 系统的平稳运行恐怕很难, 这就是为什么北京院专家去考察时居然连焚烧温度都上不去的原因。照理说多加点煤让温度上去是很简单的事, 但在这种系统下, 多加煤后, 过剩空气系数的改与不改都会造成难题: 改( 适应了所需助燃空气量) 则等于炉膛温度没改进; 不改, 炉膛温度上升了, 但后面干化的热平衡就乱了……
假设取干燥器的热量需求为一定值, 干燥器需要某一参考温度下的定量高温烟气进行干化, 而与燃料相匹配的助燃空气, 要随着这种需要进行调节。理论上需要过剩空气系数7.1, 但谁都知道这个系数取这么大, 炉温是绝对上不去的; 于是要降低此值至合理水平。可是从干化角度看它所要求的高温烟气流量和温度是一定的, 因此就必须靠环境空气/压缩空气来补偿。由于压缩空气是跟着湿泥喂料走的, 那么环境空气量的大小就成了唯一调节手段。但向烟气主管中混合环境空气谈何容易, 它可能还会影响主管的风压, 进而影响焚烧炉……
这种干燥器与焚烧炉直接相连, 焚烧烟气直接入干燥器的创造, 在创造者的本意中是为了实现最高的热效率。”没有中间复杂的加热、 换热程序, 大大提高了能效”, 但这句话可能只对了前一半。

四、 节能的真相
经过热平衡分析, 能够试算几组系统不同的工作状态。
首先, 一个必要的假设, 即喷雾干燥的打浆机对湿泥必须加水稀释, 使浆液具有可流动性。
其次, 选择几个基本参数并固定下来, 包括: 焚烧炉出口烟气温度850度; 干燥器烟气平均出口温度500~550度; 环境温度20度, 相对湿度80%; 湿泥量60吨/日, 入口含固率20%, 干燥后出口75%; 干燥器出口干泥温度70度, 出口废气温度80度; 燃煤价格850元/吨。
干燥器与焚烧炉的数据均取自王凯军的文章。
有关喷雾干燥器设计的一些参考参数引自《喷雾干燥实用技术大全》( 引用只列页码) 。

关键参数
单位
1
2
3
4
5
6
7
打浆含固率
%
20%
16%
14.0%
12.0%
10%
8.0%
6.0%
燃煤耗量
kg/h
112
210
279
370
495
680
990
过剩空气系数

2.62
2.7
2.74
2.78
2.82
2.87
2.91
环境压缩空气量
kg/h
5200
6800
7700
8500
9500
10800
12600
干燥器入口平均温度
°C
461
471
481
499
520
545
575
干燥出口相对湿度
%
45.4%
44.9%
45.1%
45.9%
47.0%
48.3%
50.0%
干燥器入口含氧量
%
16.5%
16.7%
16.7%
16.6%
16.5%
16.4%
16.2%
干燥器传热效率
kJ/m3.h.°C
49.3
65.0
75.4
88.0
105.2
130.2
170.3
干燥器干燥强度
kg/m3.h
5.2
6.9
8.2
9.8
12.2
15.7
21.5
干化/污泥废气稀释倍数

4.0
5.1
5.8
6.6
7.8
9.4
12.1
吨湿泥的燃煤成本
yuan/t.wet
38
71
95
126
168
231
337
焚烧炉内烟气停留时间
sec
1.1
0.8
0.7
0.6
0.5
0.4
0.3
二氧化硫质量浓度
ppmw
656
584
557
540
526
513
505
折合污泥干基入炉热值
kcal/kg.DS
3564
4547
5239
6151
7405
9260
12369

对表中的数据解释和讨论如下:
打浆后的含固率
这里选择了6%至20%, 其中20%实际是未稀释;
燃煤耗量、 过剩空气系数与环境/压缩空气量三项数值如前所述是三个主要变量, 经过试算得到, 试算的结果使得两个系统( 焚烧炉和干化) 获得热平衡;
干燥器入口平均温度
此值也受上述三个参数的影响, 稀释打浆后的含固率较高时, 干化烟气甚至无法升到500度以上; 这一现象很有意思, 在此先不做更深的讨论了;
干燥器出口相对湿度
这是一个很有参考意义的值, 此值的高低反应了干化系统的除湿效率。我没有查到喷雾干燥出口废气的相对湿度实例, 在我看来此值已相当高, 因为一般所说的带式干化( 同为干燥器出口温度80度) 只有25%以下。
干燥器入口含氧量
含氧量是一个重要的安全值。在500~550度高温下, 即便是并流工艺, 如果有挂壁的粉尘, 依然可能造成危险状况( 结焦在杭世珺报告中已作为两个突出问题之一被提到) 。如非进行这样的分析, 无法得知其内部含氧量会是如此之高, 喷雾干燥系统的安全性确实值得担忧。
干燥器传热效率
这是喷雾干燥器的一个重要参考值, 一般类似粒度的物料干燥传热效率在126 kJ/m3.h.°C以内( P15) , 模型得到的数据印证了这一点;
干燥器干燥强度
参考一个过磷酸钙的干燥项目, 550度入口风温、 120度出口风温下, 干燥强度为8~9 kg/m3.h( P52) ; 与污泥干化比较, 污泥干化以500~550度风温入、 80度出, 干燥强度计算值达12~16 kg/m3.h, 说明污泥模型对干燥强度的设计已相当乐观;
干化/污泥废气稀释倍数
根据王凯军等编制的标准, 也如其在最近的推介中所特别强调的, 应贯彻”特征大气污染物等体积核算达标排放原则, 防止混烧或掺烧导致大气污染物稀释排放”。在萧山项目中, 以污泥为来源的烟气量经过大量燃煤烟气/环境空气的稀释, 已达数倍; 且不说稀释数倍的气体采用一般装置是否还能检测得到, 这种倒置工艺存在稀释问题, 作者就从未提到;
吨湿泥的燃煤成本
除了不经打浆稀释的情况外( 我个人认为是不可能的) , 随着打浆后污泥含固率的降低, 热能能耗会直线上升。无论是稀释多少, 直接成本恐怕没有一个能在其所声称的100或120元/吨的以内。
在电耗方面, 打浆需要动力成本; 专利中明言, 它采用的是适合粘性物料的”气流式喷嘴”, 根据业内的评价, 这种喷嘴的电耗是其它喷嘴的6~8倍( P66) , 每小时100公斤料液需要22 kW装机, 本项目不加打浆稀释的料液量就是2500公斤, 就算其喷嘴设计特别节能, 电耗无论如何会在那区区100元中占据重要的一席之地吧。
焚烧炉内烟气停留时间
根据给出的焚烧炉尺寸, 我核算得到的烟气停留时间居然都不到1秒! 如此设计环保项目, 并敢大言不惭地对外声称”产生的烟气经过比利时国际机构检验, 二噁英等气体含量均达到排放标准”云云( 中国水网 -5-11) , 其可信度能有多少, 我就不评论了。
二氧化硫质量浓度
由于是燃煤烟气直接进入干燥器进行干化, 烟气中的二氧化硫可能在不断加湿、 降温的条件下形成硫酸, 由于出口的气体温度远低于硫酸露点( 110~140°C) , 能够想见的是, 该项目很可能会遇到严重的硫酸腐蚀。
折合污泥干基入炉热值
该值反映了一个干化焚烧体系的综合能耗。其它半干化系统一般在3300~3600 kcal/kg.DS之间。而喷雾干化+回转窑只有在不进行稀释打浆的条件下能与其它系统持平, 而任何稀释都会造成能耗大大高于其它工艺组合。

五、 结语
喷雾干燥和回转窑焚烧的组合一改全球干化焚烧的路径, 将干化与焚烧的位置”颠倒”( 烟气走向) , 使两个本应独立的系统被死死绑定在一起, 造成系统必须有多个变量, 由此导致运行的不稳定性。骤下”在国际同类技术中处于领先水平”的结论, 是否欠斟酌?
在其所标榜的低成本上, 能够证明的却恰恰相反, 在热能能耗方面它比其它典型的干化焚烧工艺更耗能。隐瞒这一真相, 是否有欠诚实?
在环保方面, 60吨项目的焚烧炉只设计了不到1秒的烟气停留时间, 即便加上摆样子的二燃室, 也远远低于国家标准规定的2秒, 加之实际炉温远低于设计值, 但这些均不足以妨碍其下排放达标的结论。这一结论是否经得起检验?
无论取消热风炉与否, 在该系统中燃煤与污泥的烟气最终混合, 形成混烧机制下的污染物稀释, 并因干化降温的需要而使用环境空气再次稀释, 对此王凯军等在所谓达标排放的条件上从未加以声明; 相反, 在宣传中却对同属于煤、 泥混烧的石洞口项目”烟气无组织排放, 二