消化英国Bran Sands热水解+.docx

——英国Bran Sands热水解+消化项目的工艺解读

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。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。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。

一、资料来源
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）：
① 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）
② Bran Sands Advanced Anaerobic Digestion Facility（业主和总包商发在Wastewater Treatment & Sewerage上的论文）
③ Start-up, Seeding and Commissioning of Bran Sands Advanced Digesters（总包商的PPT）
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)
⑤ Bran Sands Advanced Digestion Project（业主NWL的PPT）
⑥ 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）
⑦ Combined Experiences of Thermal Hydrolysis and Anaerobic Digestion - Latest Thinking on Hydrolyis of Secondary Sludge Only（同上）
⑧ Cambi 污泥水解+消化应用和有机质问题（2011年青岛污泥会议PPT）

二、水解+消化项目数据辨析
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。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。

1、投资
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。
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。
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。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。

4、水解系统热平衡的建立
取水解各步骤的热耗为系统输入热量的2.5%。
设闪蒸汽的平均温度较闪蒸罐出口料液温度高10度。
各点温度确定，可查取得到新鲜蒸汽焓和闪蒸汽焓；
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；
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）。
计算结果如下：
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。
为便于理解热水解系统的性能，将其余关键参数列举如下：
入水解系统的实际处理量为110 tds/d / 15.9% = 689 t/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%。
水解物质量为28.8 t.VSS/d，水解后的含固率为10.0%。

5、消化系统
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%）。
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。
消化系统未再考虑保温的热量消耗。
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%。
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。
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。
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。
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。

6、产电量
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。
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。

三、参照比较工艺的设计条件

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。

1、作为参照的干化系统
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。
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%。
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。
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。
电耗方面，含固率20%时为0.110 kW/kg，含固率25%时为0.149 kW/kg。
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。
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。
投资以含固率20%的湿泥为基准，单位投资25万元/吨·日。

2、作为参照的传统消化系统
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：
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%。
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。
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。
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。
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。
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%。
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。

3、用于比较的经济参数
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：
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。
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。

四、比较

1、设计条件下的水解+消化与其它工艺的比较
不考虑处置成本时的投入产出如下：

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

考虑处置成本时的投入产出：

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