英国Bran Sands热水解+消化项目的工艺解读-undefined

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一、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。

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。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。

2热水解和消化工艺参数

按照工艺供货商的描述，热水解工艺主要由三段构成：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%，此时闪蒸汽可将此料液加热至平均97度。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。该项目来自本厂和外厂的脱水污泥含固率在22-27%，设计值22%，平均25%，经过两次混合稀释，成为平均含固率15.9%的料液进入热水解系统。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。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。冷却所需的冷量由冷却水塔提供。项目的设计水力停留时间平均18天，挥发性有机质含量设计值为75%(投产后实际平均73%，最高79%)，有机质降解率设计值为60%。

3产气及发电参数

仅根据给出的沼气量(45000立方米/日，44000立方米/日)，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。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。能流图给出的电耗数据也为进行成本比较提供了依据。

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%，将102度的水解污泥降温至40度，最直接的方法是用水稀释。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。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。消化后脱水含固率为30%，根据该项目(现有带式脱水机，25-30%)的实际运行报告，和其它项目的测试，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。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。

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