廚余垃圾烘焙-氣化制氫模擬研究與和技術經濟分析

2023-09-20 13:30:32趙常希黃經春徐明厚

潔凈煤技術 2023年9期

趙常希,謝迪,黃經春,喬瑜,徐明厚

(華中科技大學煤燃燒與低碳利用全國重點實驗室,武漢湖北 430074)

0 引言

隨經濟快速發展和提高,2021年我國城市垃圾清運量高達2.49億t[1],且仍逐年增長。廚余垃圾作為生活垃圾最主要組成部分,其清運量占生活垃圾的40%～60%[2-3]。廚余組分復雜,且高含水率、高油、高鹽[4]等特點使其難以處置。目前,廚余主要通過填埋、厭氧發酵、焚燒處理等方式處理[5],然而,可供填埋處理的土地資源有限,厭氧發酵周期長、效率低,焚燒則會對環境造成二次污染,產生大量溫室氣體[6]。同時,由于能源需求巨大,包括氣化、熱解和水熱碳化在內的廚余熱化學轉化與高值化利用越來越受到重視。

相比傳統處置方式,熱化學處置技術不僅具有減容率高、處置速率快等優勢,其制備的合成氣通過費托合成等工藝可制備高附加值化學品,被廣泛用于各類有機廢棄物的資源化利用[7]。然而原始廚余含水率高、均一性差及能量密度低等缺點使其并不適用于直接氣化處置[8]。烘焙作為低溫惰性氣氛下的預處理技術,能顯著改善廚余燃料特性,如提高能量密度、可磨性及均一性[9]等。筆者團隊前期基于廚余中幾種典型組分,探究了烘焙對廚余理化特性及水蒸氣氣化的影響[10-11],得出系列結論,烘焙提升了典型廚余的燃料特性,促進揮發分重整和焦氣化反應發生,有效提升廚余氣化的冷媒氣效率(CGE)及合成氣品質,并指出280 ℃是較佳烘焙溫度,從試驗規模為廚余烘焙-氣化處置工藝提供理論基礎。

為實現廚余烘焙-氣化技術路線的產業化和商業化,亟需對工廠運行工況和成本進行深入研究。過程模擬是一個很好的選擇,可用于工廠初步評估,而無需示范工廠的建設及與之相關的時間和財政支出[12]。目前,利用模擬進行烘焙-氣化制H2研究較少。BACH等[13]采用Aspen plus對云杉烘焙、水蒸氣氣化過程進行研究,經烘焙處理后,產品氣體質量提高,其燃燒性能與煤氣化得到的產品氣相當,然而,該研究并未計算整個過程能耗,也未量化烘焙預處理過程所需額外能量。XU等[14]采用Aspen plus對不同區域廚余直接氣化產物分布特性及制氫成本進行研究,全面評估了廚余氣化制氫的技術經濟性,但該研究使用干燥廚余,并未考慮廚余干燥這一能量密集型過程。因此,有必要對廚余烘焙-氣化工藝的可行性及經濟性進行綜合評價。

針對以上問題,筆者采用Aspen plus對廚余直接氣化(DG)和烘焙-氣化(TG)制取高純H2兩種技術路線開展研究,烘焙-氣化工藝包括4部分:① 預處理,廚余干燥、破碎及篩分;② 烘焙,揮發分分離;③ 水蒸氣氣化、水煤氣變換(WGS)及變壓吸附(PSA);④ 燃燒制熱。直接氣化只包含步驟1、3及4。利用該工藝模型,探究關鍵參數(如溫度、水碳比η)對工藝性能的影響,提出了2種工藝的較優操作參數,并對最優工況運行下廚余2種綜合利用模型進行能量、和經濟分析。

1 廚余烘焙-氣化工藝過程模擬

1.1 模型描述

使用Aspen plus V11對直接氣化和烘焙-氣化進行建模,烘焙-氣化工藝簡化流程如圖1所示。

設計原始廚余年處理量為5.5萬t。模型基本假設如下:① 所有模塊穩定運行,反應處于平衡狀態;② 基準環境為25 ℃及101 325 Pa;③ 依據研究團隊前期工作,選擇C2H5NO及C2H4O2作為烘焙過程產生焦油的代表[15];④ 廚余及其熱解半焦的灰分為惰性物質,不參與任何反應;⑤ 忽略了原料中含量相對較低的S;⑥ 假設2種工藝氣化爐的規模相同[16-18],系統每年運行8 000 h,剩余時間為維護時間。廚余(FW)和廚余280 ℃熱解半焦(TFW)的基礎特性分析見表1。

表1 廚余及其280 ℃熱解半焦的工業分析和元素分析

含水率55%的濕廚余(WFW)與熱煙氣一起送入干燥器將含水率降至10%以下,然后進入二級破碎篩分系統,使干燥的廚余粒徑(DFW)降至0.36 mm以下。篩分單元出口的細廚余顆粒進入烘焙單元烘焙,烘焙后分離出揮發分組分和熱解半焦,熱解產物各組分產率從團隊前期相關工作獲得[15]。熱解半焦與用作氣化劑的蒸汽一同送入氣化爐,反應后用旋風分離器將合成氣產物從未反應碳及灰分中分離出來。為提高H2產率,粗合成氣與進料水換熱后進入水煤氣變換反應單元(WGS),有效處理粗合成氣中的CO,經冷卻分離水后送入壓縮機,將壓力升至3×106Pa,然后送入變壓吸附單元(PSA),H2分離效率設置為99.99%[19]。PSA出口流通入低壓分離器去除CO2,CO2去除率設置為90%[20]。未反應的CH4、CO以及烘焙單元冷卻分離得到的熱解油通入燃燒單元燃燒,產生氣化單元反應所需熱量。所有工藝單元的工作溫度和壓力如圖1所示。烘焙-氣化工藝各單元使用的模型和物性方法具體見表2。

表2 烘焙-氣化工藝各單元所使用的模型和物性方法

Ex,tol=Ex,ph+Ex,ch。

(1)

其中,Ex,tol、Ex,ph和Ex,ch分別為2種工藝的總、物理和化學,kJ/s?；旌蠚怏w的物理如式(2)所示:

(2)

其中,ni為合成氣中不同組分i的摩爾流量,kmol/s;ex,ph為物流的單位物理,kJ/kmol。物流的單位物理由式(3)計算:

ex,ph=h-h0+T0(s-s0)。

(3)

其中,h、h0分別為實際溫度和基準溫度下i的焓值,kJ/kmol;s、s0分別為實際溫度和基準溫度下i的熵值,kJ/(kmol·K);T0為基準溫度,K;以上焓值和熵值均由Aspen plus物性查詢功能得到。物流的化學由式(4)計算:

(4)

其中,xi為混合物中i的摩爾分數;ech,i為組分i的標準化學,常規物質如CO、H2、CO2等標準化學可由文獻[16]表3查得;R為氣體常數,取8.314 kJ/(kmol·K)。焦油標準化學由式(5)計算,假設焦油的分子式為CaHbOc,由平衡方程可得單位千摩爾化合物的標準化學[21]:

表3 Aspen Plus 模擬系統的質量流量

(5)

ech=β(LHV+ωwHw)+9 683ωs+Eashωash+Ewωw,

(6)

(7)

式中,LHV為濕廚余或其熱解半焦的低位熱值;ωw、ωs和ωash為廚余或其熱解半焦中水、硫、灰分,%;Hw為水的蒸發焓,取2 442 kJ/kg;Eash、Ew分別為灰分、水分的化學,取72.07和42.96 kJ/kg。

濕廚余的低位熱值LHVar與干基低位熱值LHVd的轉化[23]由式(8)決定:

(8)

式中,mar、LHVar為原料的質量流量和低位熱值;μ為水分蒸發(2 500 kJ/kg)所需平均熱量;mmd為蒸發水分的質量流量,kg/s。

ΔEtol=∑Ex,in-∑Ex,out,

(9)

(10)

式中,ΔEtol為系統總損;Ex,in、Ex,out分別為物流輸入總值和物流輸出總值;ηe為系統效率。

1.3 經濟分析

根據資本成本和運營成本分析評估直接氣化和烘焙-氣化工藝的制氫成本。基于相關報道的基礎系統容量和成本數據,估算當前系統的設備采購成本[24]:

(11)

其中,VSIZE1為基礎系統容量;VSIZE2為系統按比例放大/縮小后的容量;Csize1為基礎系統的成本;Csize2為系統按比例放大/縮小后的成本;γ為比例因子。使用化工工廠成本指數(CEPCI)將設備采購成本調整至2021年(式(12)),2021年化工工廠成本報告為754.7[25]。

(12)

其中,Cp為當前設備成本;Co為設備原始成本;Ip為當前指標值;Io為原始指標值。由式(11)、(12)估算設備采購總成本乘以朗格系數,得到系統總資本成本CTC。CTC包括直接成本(安裝、儀器儀表和控制、管道、電氣系統、建筑、場地改進和服務設施)、間接成本(工程和監督、建筑費用、法律費用、承包商費用和應急費用)和營運資本。系統年度投資費CAC由CTC與資本回收率CRF相乘確定。在指定折現率r下,CRF將總資本成本轉換為n年(即電廠壽命)的年付款[26]:

(13)

運營成本COT包括固定成本(如維護、資本費用、保險、地方稅、特許權使用費、實驗室成本、監督和工廠管理費用)和可變成本(如燃料、電力、捆線和催化劑)。固定運營成本根據間接資本成本或人員成本百分比估算,可變運營成本根據公開來源的最新價格數據估算。

利用式(14)的最低H2銷售價格(MHSP)分析系統經濟性能[27]。MHSP表示H2最低價值,H2市場價格須高于MHSP,以實現經濟上可行的處理方案。

(14)

式中,Y為H2年產量,kg/a。

2 結果與討論

2.1 模型驗證

使用受限化學平衡模型模擬廚余直接氣化和烘焙-氣化過程,根據研究團隊前期數據(氣化溫度900 ℃和水碳比η=2.0),采用均方根誤差法(RMSE),量化試驗結果與模擬結果的偏差,計算方法如下[28]:

(15)

式中,Xe、Xp分別為試驗值和模擬值;N為數據集的數量。

直接氣化和烘焙-氣化的模擬結果和試驗數據比較如圖2所示,可知預測的H2產量略高于團隊前期報道、CO2和CH4產量略低于團隊前期報道。直接氣化工藝的均方根誤差為4.91,烘焙-氣化的均方根誤差為2.69,KOMBE等[29]利用Aspen plus進行稻殼空氣氣化模擬時報道了0.66～4.69的RMSE,隨溫度降低(398～467 ℃),平均RMSE升高至7.73,這與低溫下氣化反應速率慢有關。直接氣化RMSE較烘焙-氣化高,這可能由于在900 ℃和η=2.0時,經烘焙預處理,烘焙-氣化反應程度更高?？傊?模擬結果與試驗數據之間一致性較好,可下一步考察主要參數的影響。實際氣化爐由于停留時間短而無法到達熱力學平衡,Aspen plus吉布斯自由能達到化學平衡時,碳氫化物的濃度幾乎為0[30],導致CH4濃度預測誤差較大。

圖2 模擬與試驗數據比較Fig.2 Comparison between simulation and experimental datas

2.2 氣化參數對合成氣產量和組成的影響

由于模型簡單,暫不能對廚余烘焙單元的相關參數進行模擬研究。主要考慮氣化單元操作參數對廚余氣化特性的影響。通常,溫度升高會增加合成氣產量。這是由于氣化是一種吸熱反應,氣化溫度升高將增強與蒸汽的非均相炭反應[31],并促進炭和焦油轉化為氣體[32]。因此,反應溫度是水蒸氣氣化過程中的重要工藝參數。反應溫度對廚余直接氣化和烘焙-氣化過程合成氣的影響如圖3所示,反應溫度對二者氣體成分和其他氣化性能指標均有顯著影響。隨溫度升高,H2和CO產率均增加,直接氣化在950 ℃時到達較高值(71%)且增速變緩,烘焙-氣化在1 000 ℃達到較高值(82.75%)且基本保持不變。此時,H2產率分別達70.54 g/kg(以干廚余計)和119.40 g/kg(以熱解半焦計);另一方面,直接氣化產生了更多CO2,其CGE、LHV均低于烘焙-氣化,900～1 000 ℃是較理想的氣化溫度,此時二者合成氣組分含量、產率均達到較高值。

η是另一個影響氣化特性的關鍵參數。為保證2種工藝產氣在較高水平,選取950 ℃為氣化溫度,通過改變蒸汽流速同時保持廚余進料速率恒定,η在0.5～3.5,研究η對直接氣化和烘焙-氣化合成氣產量和組成的影響,結果如圖4所示。隨η升高,H2和CO2產率均增加,二者H2產率均在1.5～2.0到達較高水平,且烘焙-氣化(47.8%～52.0%)較直接氣化(45.6%～48.8%)高,CO2含量較直接氣化低;另一方面,CO和CH4產率均隨η增加而降低,烘焙-氣化提高了CGE及合成氣LHV。η增加增大了反應中蒸汽分壓,有利于蒸汽消耗反應的正向反應[33],但蒸汽的生產是能量密集型過程,考慮到對H2產率促進效果微弱,因此選取η為1.5進行工藝設計合理。

圖4 η對直接氣化和烘焙-氣化產氣特性的影響Fig.4 Effect of η on the gasification reaction characteristics of DG and TG

建模結果見表3。由表3可以看出,以烘焙-氣化工藝為例,在1 h內,將6 875 kg廚余通入干燥裝置,產生DFW(3 418.8 kg)。然后將DFW通入烘焙反應裝置,產生TFW(2 000 kg)和揮發性組分Torgas(1 418.8 kg),再將TFW通入氣化爐與蒸汽反應,η保持在1.5,在950 ℃下產生未反應焦(97.4 kg)和粗合成氣(4 295.6 kg),粗合成氣降溫冷卻為蒸汽生成提供熱量。產生的粗合成氣經過WGS、PSA后得到H2(277.8 kg)和CO2(3 391.3 kg)?？傮w來說,TG生成了更多H2,較直接氣化高49.2%。這是由于經過烘焙預處理,廚余氣化焦油產量降低,烘焙焦與蒸汽反應的活性較高,氣化徹底,固相產物留存少[34]。

2.3 能量和分析

950 ℃、η為1.5條件下,對直接氣化和烘焙-氣化2種工藝在各單元的能量輸入和輸出進行定量比較,結果如圖5所示(負值為能耗,正值為能量生產)。由圖5可以看出,在所有耗能單元中,直接氣化工藝預處理單元(1 687.1 kW)能耗最高,其次依次為氣化單元、壓縮機級間冷卻及合成氣壓縮機能耗。烘焙-氣化工藝氣化單元能耗(3 248.3 kW)最高,其次依次為預處理單元、壓縮機級間冷卻及合成氣壓縮機能耗。引入烘焙預處理,系統能耗增加730.6 kW,烘焙-氣化工藝總耗能(9 998.0 kW)比直接氣化(5 585.3 kW)高79.0%,主要由于烘焙-氣化工藝處理了更多原料,同時生成了更多合成氣。對于能量生產,2種工藝氣化單元H2能量生產均最高(DG:4 729.3 kW;TG:7 060.5 kW),其次,直接氣化依次為WGS H2的能量生產(2 837.8 kW)、合成氣余熱回收和煙氣余熱回收的能量生產;烘焙-氣化依次為WGS H2的能量生產(4 228.0 kW)、燃燒制熱(3 176.84 kW)和合成氣余熱回收的能量生產。烘焙-氣化工藝烘焙單元熱解油的回收、未反應焦及合成氣燃燒放熱的熱量能滿足氣化單元所需能耗,表明烘焙-氣化工藝可實現系統自供熱氣化而不需額外的能源投入。