Karlstads universitet 651 88 Karlstad Tfn 054-700 10 00 Fax 054-700 14 60 Information@kau.se www.kau.se Fakulteten för hälsa, natur- och teknikvetenskap
Miljö- och energisystem
Andreas Hedin
Bioplastproduktion från
skogsindustriellt avloppsvatten
En energiteknisk och ekonomisk utvärdering för att producera polyhydroxyalkanoater på
Gruvöns Bruk
Production of bioplastics from forest industrial wastewater
An energy technical and economic evaluation to produce polyhydroxyalkanoates at Gruvön’s mill
Examensarbete 22,5 hp
Högskoleingenjörsprogrammet i energi- och miljöteknik
Juni 2020
Handledare: Tim Andersson Examinator: Lena Brunzell
Sammanfattning
I framtiden kommer avfall att behöva hanteras cirkulärt och resurser tas om hand för att möta hårdare framtida miljökrav. Ett miljöproblem som lyfts de senaste åren är nedskräpning där plast ofta nämns som ett exempel. Plast är ett viktigt material och används i stora delar av samhället. Det är hållbart och har ett högt nedbrytningsmotstånd vilket har bidragit till materialets popularitet. Dock leder dess egenskaper till problem om materialet hamnar i naturen eller havet.
Ett alternativ till konventionellt tillverkad plast som senare år har fått uppmärksamhet är bioplast. Ett sätt att tillverka bioplast är från polymerer som kallas polyhydroxyalkanoater (PHA). PHA är biologiskt lättnedbrytbara, biobaserade och förnyelsebara polymerer och benämns som framtidens polymerer av forskare.
Polymererna kan tillverkas från mixade bakteriekulturer som bland annat hittas i skogsindustriella avloppsvatten. Fördelar med att använda en mixad istället för en monobakteriekultur är reducerade kostnader i produktionen. De höga kostnaderna för produktionen är en nackdel och lyfts fram som ett hinder för att en storskalig industriell produktion kan ske lönsamt enligt tidigare studier. Kostnaderna för extraktionen av polymererna utgör ungefär 70 % av de totala produktionskostnaderna.
I det här arbetet har sex olika teoretiskt uppbyggda system som producerar färdiga PHA polymerer från skogsindustriellt avloppsvatten undersökts med Gruvöns bruks biologiska reningsanläggning, Multibio, som utgångspunkt. Systemen som undersöktes var kombinationer av olika sätt att fermentera avloppsvattnet och därefter extrahera polymererna. Målet var finna det system som var mest ekonomiskt försvarbart med ett syfte att analysera olika system som kan bidra till en ekonomisk hållbar tillväxt.
För att beräkna flöden av massa och energi upprättades en beräkningsmodell i Matlab Simulink, där dagsdata från 2019 matades in. Resultaten från mass- och energianalysen importerades därefter till Microsoft Excel och en kalkyl byggdes.
Resultaten visade att systemet med fermentering vid inloppstemperaturen på flödet och en kombination av högtryckshomogenisering och enzymextraktion producerade upp till 650 ton PHA per år och även generade en vinst på cirka 20 miljoner kronor om året. Med hjälp av nuvärdesmetoden itererades en högsta tillåten grundinvestering fram för att systemet ska vara avbetalat efter 15 år som slutade på cirka 150 miljoner kronor.
I studien förekommer osäkerheter som efter analyser och diskussion är rekommenderade att utredas vidare som bland annat efterhanteringen av de nya kemikalier som uppstår med det nya systemet och indata på priser till kalkylen. Av studiens resultat dras slutsatsen att potential finns för att produktion av PHA från skogsindustriellt avloppsvatten kan ske med en ekonomisk hållbarhet men att fortsatta studier är nödvändiga på grund av osäkerheterna i arbetet.
Abstract
In the future, waste will need to be handled in a circular manner and resources be taken care of to meet the tougher environmental requirements of the future. An environmental problem that has been highlighted in recent years is littering where plastics are often cited as an example. Plastic is an important material and is used in large parts of society. It is durable and has a high degradation resistance which has contributed to the material's popularity. However, its properties often lead to complications if the material ends up in nature or the ocean.
An alternative to conventionally manufactured plastics that has received attention in recent years is bioplastics. One way to make bioplastics is from polymers called polyhydroxyalkanoates (PHA). PHAs are biodegradable, biobased and renewable polymers and are referred to as the “polymers of the future” by researchers. The polymers can be made from mixed bacterial cultures which can be found in forest industrial wastewater. Benefits of using a mixed rather than a monobacterial culture are the reduced costs in production. The high cost of production is a disadvantage and is highlighted as an obstacle to a large-scale industrial production being profitable according to previous studies. The cost of extraction of the polymer represents about 70% of the total production cost.
In this work, six different theoretically constructed systems that produce ready-made PHA polymers from forest industrial wastewater have been investigated using Gruvön mill's biological wastewater treatment plant, Multibio, as a starting point.
The systems investigated were combinations of different ways of fermenting the wastewater and then extracting the polymers. The goal was to find the system that was most economically defensible with the aim of analysing different systems that could contribute to economically sustainable growth.
To calculate mass and energy flows, a model was established in Matlab Simulink, where daily data from 2019 were used. The results of the mass and energy analysis were then imported into Microsoft Excel and a spreadsheet was built. The results showed that the system of fermentation at the inlet temperature of the flow and a combination of high-pressure homogenization and enzyme extraction produced up to 650 tonnes of PHA per year and generated a yearly profit for about 20 million SEK. Using the present value method, the maximum allowable basic investment was iterated until the system would be paid off after 15 years, which ended at about 150 million SEK.
The study contains uncertainties, that after analysis and discussion are recommended to be further investigated, such as the handling of the new chemicals that arise with the new system and input on prices for the calculations. The study concludes that there is potential for production of PHA from forest industrial wastewater with economic sustainability, but that further studies are necessary due to the uncertainties in the thesis.
Förord
Den här rapporten är resultatet av ett examensarbete som är det avslutande momentet för högskoleingenjörsutbildningen inom energi- och miljöteknik vid Karlstads Universitet.
Det här examensarbetet har redovisats muntligt för en i ämnet insatt publik. Arbetet har därefter diskuterats vid ett särskilt seminarium. Författaren av det här arbetet har vid seminariet deltagit aktivt som opponent till ett annat examensarbete.
Jag skulle vilja utdela ett stort tack till:
Maria Sandberg som möjliggjorde examensarbetet, all hjälp längs vägen och för all nyttig kunskap om reningsteknik som legat till grund
Therese Olsson, Anders von Dolwitz och Ann-Kristin Magnusson från Gruvöns bruk som bidragit med data och även svarat på frågor som dykt upp
Tim Andersson för handledning och stöttning under arbetets gång
Fredrik Nilsson på Citec AB för kloka och användbara råd samt för möjligheten att vara på kontoret under arbetets gång
Till sist vill jag rikta ett stort tack till min kurskamrat Joakim Eriksson för alla nyttiga diskussioner och all hjälp under terminens gång som gjort arbetet enklare att genomföra.
Initiering, uppbyggnad av beräkningsmodell samt muntlig redovisning av det här examensarbetet har utförts tillsammans med Joakim Eriksson som i sitt examensarbete genomfört en livscykelanalys med fokus på miljö. Tillsammans utgör våra examensarbeten en hållbarhetsstudie där energi, miljö och ekonomi behandlas.
Delar av den generella inledningen samt metod för uppbyggnad av den gemensamma beräkningsmodellen har samskrivits och sedan formulerats om för att passa det egna arbetet. Detta har utförts medvetet och med godkännande från examinator Lena Brunzell.
Nomenklatur
Beteckning Förklaring Enhet
AOTR/R0 Reell syreöverföringshastighet g/dag
COD Kemisk syreförbrukning g/m³
Cp Specifik värmekapacitet kJ/(Kg°C)
E Energi kWh/dag
g Tyngdacceleration m/s²
hfg Förångningsentalpi kJ/kg
HHV Kalorimetriskt värmevärde kJ/kg
HRT Fluidens uppehållstid dagar
ṁ Massflöde kg/dag
MBBR Moving Bed Bio Reactor -
N Nuvärde kr
PHA Polyhydroxyalkanoater -
Px Slamproduktion g/dag
Q Volymflöde m³/dag
r Kalkylränta %
S Substrat g/m³
SÄ/SS Suspenderande Ämnen g/m³
SK:Ace System Kall Aceton -
SK:Cyc System Kall Cyklohexanon -
SK:Enz System Kall Enzym -
SOTR Syreöverföringshastighet g/dag
SRT Slamålder dagar
SV:Ace System Varm Aceton -
SV:Cyc System Varm Cyklohexanon -
SV:Enz System Varm Enzym -
TOC Totalt organiskt kol g/m³
TS Torrhalt %
V Volym m³
VVX Värmeväxlare -
W Energi kWh/kg
Y Utbyte -
ρ Densitet kg/m³
Innehållsförteckning
1 Inledning ... 1
1.1 Bakgrund till studie ... 1
1.1.1 Historiska försök ... 2
1.1.2 Ekonomisk hållbarhet ... 2
1.2 PHA från skogsindustriellt avloppsvatten ... 2
1.2.1 Framtida behov av vätgas ... 3
1.2.2 Extraktion av polymerer ... 3
1.3 Företagspresentation ... 3
1.3.1 Beskrivning av referenssystem ... 3
1.4 Introduktion av nya system ... 6
1.4.1 Fermenteringsprocesser ... 7
1.4.2 Extraktionssystem ... 8
1.5 Kombinationer av olika system ... 10
1.6 Syfte och problemformulering ... 11
1.7 Mål ... 11
1.8 Avgränsningar ... 11
2 Metod ... 12
2.1 Metodik för mass- och energianalysen ... 12
2.2 Mass- och energiflöden ... 12
2.2.1 Grunduppbyggnad av beräkningsmodell ... 12
2.2.2 SV:Ace & SK:Ace ... 16
2.2.3 SV:Cyc & SK:Cyc ... 21
2.2.4 SV:Enz & SK:Enz ... 22
2.3 Metodik för ekonomisk analys ... 24
2.3.1 Nollpunktsanalys (Break-even) ... 25
2.4 LCC - kalkyl ... 25
2.5 Känslighetsanalyser... 26
3 Resultat ... 27
3.1 Mass- och energiflöden ... 27
3.2 Ekonomisk analys ... 30
3.3 Känslighetsanalyser... 31
3.3.1 Ytterligare analyser ... 33
4 Diskussion ... 35
4.1 Generell diskussion ... 35
4.2 Resultatdiskussion ... 37
4.2.1 Mass- och energiflöden ... 37
4.2.2 Ekonomisk analys ... 38
4.3 Metoddiskussion ... 39
5 Slutsats ... 40
6 Framtida studier ... 40
7 Referenser ... 41
1
1 Inledning
1.1 Bakgrund till studie
Plast är tack vare dess hållbarhet, nedbrytningsmotstånd samt breda användningsområde ett viktigt material för samhället och produktionen har ökat exponentiellt sedan 1950-talet, från 1,5 miljoner ton till 322 miljoner ton år 2015 (Villarrubia-Gómez m.fl. 2018). I dagsläget produceras plast främst av fossila råvaror som inte är biologiskt nedbrytbara och på grund av det uppstår vissa problem så som utarmning av ändliga fossila resurser, global uppvärmning samt långtgående negativ påverkan på djur och växtliv i de fall där plast hamnar i naturen (Koller m.fl.
2013; Pittmann & Steinmetz 2017). Mängden plast som hamnade i havet 2010 uppskattas till mellan 4,8 och 12,7 miljoner ton enligt Villarrubia-Gómez m.fl.
(2018) och på grund av miljöproblemen som följer har Europeiska kommissionen röstat igenom ett förbud mot engångsprodukter av bland annat polyeten (PE), polypropen (PP) samt polystyren (PS) (Europeiska kommissionen 2019).
Kommissionen ger medlemsländerna två år att anpassa sig och införa förbudet i nationell lag vilket innebär att alternativa lösningar behöver tas fram för att fylla de nuvarande produkternas funktion.
För att minska användande av icke förnybara ändliga resurser samt minska tillskott av koldioxid till den naturliga koldioxidcykeln finns flera möjliga lösningar. Ett alternativ är att genom utbildning skapa möjligheter för att följa avfallshierarkin, se Figur 1, där principen är effektivisering av materialanvändning. (Bhuwal m.fl. 2013)
Figur 1. Hur avfall bör hanteras på effektivast sätt.
Ett sätt för att motverka uppkomsten av ett material är att se över alternativa material där bionedbrytbar plast från förnyelsebara resurser är ett lovande alternativ (Reddy m.fl. 2003; Chen & Wu 2005; Chen 2009).
2
Polyhydroxyalkanoater (PHA) tillhör en grupp av polymerer som är förnyelsebar, biologiskt nedbrytbar och biobaserade. Kourmentza m.fl. (2017) beskriver PHA, tillsammans med polylactic acid (PLA) och polybutylen succinate (PBS), som framtidens polymerer som tack vare dess materialegenskaper kan komma att byta ut konventionell plast som polypropylen (PP) och polyetylen (LDPE). En viktig skillnad mot PLA och PBS är att PHA är helt biologiskt nedbrytbar. Det är en egenskap som kan ses både som en fördel och en nackdel. Om PHA till exempel hamnar i havet sjunker det till botten och bryts ned, vilket kan lätta på vissa av de problem som uppstår för djur och ekosystem när fossilplast hamnar i haven. Vid materialåtervinning uppstår däremot problem, just av anledningen att PHA är lättnedbrytbart samt att bioplasten inte har samma hållbarhet och livslängd som konventionell oljebaserad plast. (Staff 2019)
1.1.1 Historiska försök
Historiskt sett har försök till att producera PHA på kommersiell nivå utförts sedan 1950-talet, där det nordamerikanska företaget W.R. Grace co. var först (Bhuwal m.fl.
2013). Patentet för produkten som sedan dess blivit känd som Biopol har sålts vidare och ägs idag av Metabolix, Inc. Produkten produceras fortfarande men inte på storskalig nivå, främst på grund av den höga produktionskostnaden.
Chen (2009) och Dietrich m.fl. (2017) uttrycker liknande problem där det största hindret i dagsläget är faktorer så som lägre oljepriser än förväntat, hög energianvändning för produktionen samt kostnader för substrat vid materialframställning. Enligt Bhuwal m.fl. (2013) är kostnaden för att producera PHA från grunden cirka 12 gånger högre än för konventionell plast och nedströms i produktionen står kostnaderna för extraktionen av polymererna för ungefär 70 % av de totala kostnaderna enligt Rosengart m.fl. (2015). Något som uttrycks som en möjlig lösning till dyr framställningskostnad är enligt Krueger m.fl. (2012), Molina- Sánchez m.fl. (2018) samt Fernandez Dacosta (2018) att använda restströmmar från industrier som innehåller stärkelserika avloppsströmmar. Exempel som lyfts i studierna är avloppsvatten från produktion av majs, från jordbruk eller från skogsindustrin.
1.1.2 Ekonomisk hållbarhet
Ekonomisk hållbarhet är en av hållbar utvecklings tre grundpelare och kan definieras på två sätt. Det ena är att ekonomisk utveckling inte får ske på bekostnad av ekologi och social hållbarhet. En annan definition av ekonomisk hållbarhet ser till den ekonomiska tillväxten vilket anses hållbart så länge kapitalet ökar men med en tillåten minskning av tillgångar som exempelvis naturresurser (KTH 2018)
1.2 PHA från skogsindustriellt avloppsvatten
Skogsindustrin lyfts ofta fram som ett exempel som kan bidra mer till hållbar utveckling och en cirkulär ekonomi där också PHA nämns som ett sätt att bidra (Dietrich m.fl. 2017). En del studier har undersökt möjligheterna till att producera PHA från skogsindustriellt avloppsvatten. Ett exempel är studien av Bengtsson Werker m.fl. (2008) där det undersöktes möjligheter att producera polymererna från avloppsvattnet från ett pappersbruk med aktivslamteknik. Den mixade
3
bakteriekulturen som är tränade i ”svält- och festförhållanden” är mer angelägna att ackumulera PHA. Ett annat exempel är studien av Sandberg (2017) där det undersöktes ekonomiska och miljömässiga effekter av att producera PHA och vätgas från fyra olika skogsindustriella bruk. För tre av bruken fanns potential att producera mellan 800 - 2000 ton PHA och 50 - 200 ton vätgas per år.
1.2.1 Framtida behov av vätgas
Vätgas benämns som ett bränsle som tros komma bli viktig i framtiden med många användningsområden (Pawar m.fl. 2013). Ett användningsområde som nämns är i stålindustrin där vätgas fungerar som ett reduktionsmedel i processerna (Otto m.fl.
2017). Andra marknader där efterfrågan på vätgas kan komma att öka i framtiden är bland annat för transportsektorn men även för produktion av gödsel, el och värme (Forsberg 2007).
1.2.2 Extraktion av polymerer
Olika sätt att extrahera polymererna från bakteriecellerna är till exempel med hjälp av lösningsmedel där cellmembranets permeabilitet modifieras och därefter löses polymeren upp. Ett annat alternativ till lösningsmedelextraktion är via en så kallad enzymatisk rötningsextraktion som typiskt sker med värmebehandling följt av enzymatisk hydrolys, behandling med tensider och slutligen med väteperoxider.
Ytterligare sätt är via en så kallad mekanisk splittring där bland annat högtryckshomogenisering är ett av alternativen (Jacquel m.fl. 2008).
1.3 Företagspresentation
Gruvöns bruk är en del av koncernen BillerudKorsnäs och ligger utanför Grums i Värmland, Sverige. Bruket är ett helintegrerat pappers- och massabruk där det produceras 710 000 ton per år. Produkterna som produceras är bland annat fluting, kraftpapper, säckpapper och vätskekartong med mera. Företagets policy är bland annat att sträva efter förbättringar för att vara ekonomiskt och miljömässigt hållbart (BillerudKorsnäs 2020).
1.3.1 Beskrivning av referenssystem
På bruket finns idag två aktiva reningsanläggningar som renar avloppsvatten innan det tillåts släppas ut i till recipient (Vänern) där Reningsverk 1 består av en så kallad Multibio och såväl anaerob som aerob biologisk rening sker1. Multibion är en femstegsprocess som består i tur och ordning av två Moving Bed Bio Reactor, MBBR, en Selektor samt två Aktivslam. I en MBBR renas vattnet både anaerobt och aerobt genom suspenderande bärare där zonen innerst blir syrefri (Persson P. O.
2005). Ingående avlopp till Bioreningen är från försedimenteringen, returflöde från slamavvattning och värmeväxlare. I värmeväxlaren kyls avloppsflöden från Blekeri 1 & 2 och Indunstning. I dagsläget används sjövatten från Vänern, se Figur 2.
1 Therese Olsson processingenjör Gruvöns Bruk, presentation den 9 mars 2020
4
Figur 2. Schematisk beskrivning av hur referenssystemet är uppbyggt idag.
Volymer på bassängerna för respektive reningssteg redovisas i Tabell I.
Tabell I. Storlek på befintliga reningsteg. Indata hämtad från Therese Olsson2 BETONGBASSÄNGER VOLYM [M³]
MBBR 1 6000
MBBR 2 3500
Selektor 3500
Aktiv Slam 1 6270
Aktiv Slam 2 6270
Returslam 3270
Eftersedimentering 15 575
Eftersom skogsindustriellt avloppsvatten är näringsfattigt så tillsätts kväve och fosfor i MBBR 1 för att den biologiska reningsprocessen ska fungera effektivt2. I Selektorn blandas returslam med flödet avloppsvatten för att gynna utvecklingen för vissa typer av mikroorganismer som är fördelaktiga för den biologiska reningsprocessen i nästföljande steg (Tchobanoglous m.fl. 2003).
I de första reningsstegen bryts lättnedbrytbart TOC ned och i de senare bryts mer svårnedbrytbara föroreningar ned. I Aktivslambassängerna reduceras substratet i
2 Therese Olsson processingenjör Gruvöns bruk, mailkontakt den 17 mars 2020
5
vattnet till tillåtna halter med hjälp av mikrodjur innan slammet separeras i eftersedimenteringen och renat vatten går ut till recipient. Större delen av bioslammet som sedimenterar skickas vidare till Selektorsteget medan en del avgår till slamavvattningen. Bakterierna utsätts således för både ”svält” och ”fest”2. Möjligheten finns också att skicka flödet till MBBR 2.
Bassängerna kräver stora flöden av luft vilket bidrar till en av de högsta driftkostnaderna för reningsverket. Luftningssystemet består av ett bottenluftningssystem som betjänar MBBR 2 samt Okiluftare som luftar övriga reningssteg. I skrivande stund hämtar systemet luft från fyra kompressorer, men en femte kompressor ska installeras under 2020 enligt Therese Olsson2. Okiluftare är en fristående dränkbar luftare som befinner sig på botten av bassängen (Sulzer Pumps Sweden AB 2015)
Slamavvattningen består i dagsläget av en gravimetrisk förtjockare som höjer torrhalten på slammet till ungefär 5 - 8 %. Innan förtjockare tillsätts polymerer till slammet för att hållfastheten ska bli bättre. Därefter skickas slammet vidare till en Hydrolys och blandas med mellantjocklut till en smet.
Hydrolysen håller en hög temperatur med hjälp av 3 bars ånga och ett högt pH från luten. Syftet är att slammet ska sönderdelas och bilda en jämn smet som senare skickas tillbaka till Indunstningen. Efter Indunstningen eldas smeten upp i Sodapannan och energin omvandlas till el och värme som i första hand används inom bruket. Högvärdig värme som används inom bruket är fullt utnyttjad för de närmsta åren uppger Anders von Dolwitz3
Det andra reningsverket underhåller nya kartongmaskinen KM7 samt norra och södra pappersbruket. Reningsverk 2 består av två MBBR samt en flotation. Slammet avvattnas i en centrifug innan det går vidare för deponi4.
3 Anders von Dolwitz processingenjör Gruvöns Bruk, möte den 9 mars 2020
4 Therese Olsson processingenjör Gruvöns bruk, möte den 9 mars 2020
6 1.4 Introduktion av nya system
Ett förenklat schema över hur ett system som producerar färdiga PHA polymerer på bruket skulle kunna se ut illustreras i Figur 3. Ifall systemet skulle implementeras så blir reaktionstanken där hydrolysen sker i referenssystemet onödig och kan utgå.
Figur 3. Exempel på hur referenssystemet skulle kunna kompletteras med ett system som producerar PHA.
I den här studien har blekeriflödet från barrsulfatlinjen, Blekeri 2, valts att avledas till fermentering. Motiveringen av valet är temperaturen på ingående flöde till bioreningen, cirka 60 °C, samt flödets halter av substrat. Fermenteringen är en anaerob process där syftet är att tillverka ”volatile fatty acids” (VFA) som används som substrat för att kunna bygga polymererna i efterföljande steg. Vilka fettsyror som bildas bestäms av temperatur, pH och uppehållstid i tanken. Därefter bestäms också vilken form av PHA som byggs beroende på vilken fettsyra som används som substrat. Acetat och butyrat tenderar att forma ”polyhydroxybutyrate” (PHB) som är en vanlig form av PHA (Bengtsson Hallquist m.fl. 2008).
Temperaturen har en betydelsefull del i processen då den avgör om och hur mycket vätgas som kan produceras som en biprodukt. Orsaken till att vätgas produceras är tack vare en termofil bakterie som heter Caldicellulosiruptor (Sandberg 2017). I studien från Dessì m.fl. (2018) undersöktes olika vätgasutbyten vid temperaturer från 37 - 80 °C. Slutsatsen drogs att högst utbyte inträffade vid 70 °C och minskade i betydande utsträckning med temperaturer över 70 °C samt att vid temperaturer lägre än 70 °C erhölls en mindre mängd vätgas. Studier har också visat på att en hög temperatur är att föredra för att uppnå högsta möjliga utbytet av VFA vid fermenteringen (Mengmeng m.fl. 2009).
7
Efter att de flyktiga fettsyrorna producerats behöver flödet kylas till cirka 35 °C för att mikroorganismerna i ackumuleringen inte ska dö av den höga temperaturen. I ackumuleringen är målet att få så högt utbyte av PHA som möjligt. I studien av Hanna Wänglöv (2020) utfördes experiment på slam från skogsindustriellt avloppsvatten och hur temperaturen påverkade bakteriernas förmåga att ackumulera PHA i sina celler och slutsatsen blev att 35 °C var att föredra över 22 °C. Efter att polymererna ackumulerats behöver slammet avvattnas innan extraktionen. För att öka torrhalten på biomassan finns ett flertal metoder, ett exempel är att använda en kombination av gravimetrisk förtjockning, centrifug och skruvpress. Andra sätt att avvattna bioslam är med exempelvis filterpress eller silbandspress (Tchobanoglous m.fl. 2003).
När polymererna ska extraheras behöver cellväggen destrueras. I en kemisk extraktion med lösningsmedel separeras PHA från biomassan genom torkning, lösning och slutligen fällning. Slammet måste först torkas till minst 90 % torrhalt enligt Bengtsson m.fl. (2017). Därefter blandas biomassan med lösningsmedel vilket det får reagera under en tid. Olika lösningsmedel kan användas, i en studie av Jiang m.fl. (2006) var PHA utbytet 99 % efter extraktion i 5 timmar med aceton. I studien drogs slutsatsen att 10 ml aceton per gram biomassa var optimalt för extraktionen och att metanol kunde användas för att fälla ut polymererna i lösningen.
En annan studie undersöker cyklohexanon och γ-butyrolaceton (GBL) som lösningsmedel med kloroform som referens. Biomassan förbehandlas med aceton och efter 3 minuters extraktion med 120 °C cyklohexanon så var 95 % av all PHA extraherad, vilket blev bästa resultat. Experimenten visar också att lösligheten i cyklohexanon minskar vid lägre temperaturer, vilket kan utnyttjas för fällningen av polymererna genom att kyla ned lösningen. (Jiang G. m.fl. 2018)
I en livscykelanalys utförd av Harding m.fl. (2007) undersöks en kombination av mekanisk och enzymatisk extraktion där slammet matas in i en högtryckshomogenisering med 700 bar och därefter behandlas polymererna med enzymer, rengöringssyra och väteperoxid. Polymererna tvättas sedan med destillerat vatten i olika omgångar för att få ett så rent PHA som möjligt. En utvinningskvot på 95 % uppnås i studien.
1.4.1 Fermenteringsprocesser
I studien av Sandberg (2017) föreslås fermentering med inkommande flödets temperatur som ett alternativ mot uppvärmd fermentering. Därför undersöks två processer i den här studien för att fermentera avloppsvatten, där en av processerna håller reaktorn vid 70 °C för att få ett högt utbyte av vätgas. Det krävde i sin tur att flödet värms upp då Blekeriflödet håller cirka 60 °C i ingående temperatur till avloppsverket. I den andra processen sker ingen uppvärmning av flödet utan ingående temperatur bibehålls med konsekvensen att en mindre mängd vätgas utvinns jämfört med fermentering vid 70 °C enligt studien av Dessì m.fl. (2018)
8 1.4.2 Extraktionssystem
Extraktionssystem 1 utförs med hjälp av aceton och metanol och följer strukturen enligt Guo-Qiang Chen (2010). Processchema för systemet illustreras i Figur 4.
Figur 4. Principskiss över Extraktionssystem 1
9
Extraktionssystem 2 sker enligt metoden med cyklohexanon från Jiang G. m.fl.
(2018), se Figur 5, där aceton och cyklohexanon används som lösningsmedel.
Systemet påminner om Extraktionssystem 1 fast med andra men undantag på kemikalierna.
Figur 5. Principskiss över Extraktionssystem 2 där CYC står för cyklohexanon
10
Extraktionssystem 3 följde studien av Harding m.fl. (2007) där högtryckshomogenisering och enzymer används, se Figur 6. Systemet har kompletterats med Förtjockning 2 och Centrifugering 4 med antagandet att ytterligare slamavvattning krävs för att öka slammets torrhalt och därefter skickas till förbränning.
Figur 6. Principskiss över Extraktionssystem 3
1.5 Kombinationer av olika system
Genom kombinationer av ovan nämnda fermenteringsprocesser och extraktionssystem erhålls sex olika system för att producera färdiga polymerer.
Kombinationerna av system visualiseras i Figur 7, och betecknas följande:
1) SV:Ace – Uppvärmd fermentering och extraktion med aceton
2) SV:Cyc – Uppvärmd fermentering och extraktion med cyklohexanon 3) SV:Enz – Uppvärmd fermentering och extraktion med enzymer 4) SK:Ace– Ej uppvärmd fermentering och extraktion med aceton
5) SK:Cyc – Ej uppvärmd fermentering och extraktion med cyklohexanon 6) SK:Enz – Ej uppvärmd fermentering och extraktion med enzymer
11
Figur 7. Olika kombinationer av fermentering och extraktion ger de sex olika systemen
1.6 Syfte och problemformulering
I framtiden kommer det bli hårdare krav för samhället att ta tillvara på naturens resurser och gå mot en cirkulär ekonomi. Tidigare studier av PHA har visat att möjligheter finns att producera polymerer från avfallet i skogsindustriellt avloppsvatten, men att produktionen har en hög energianvändning och med det följer höga kostnader. Syftet med det här arbetet är därför att analysera olika system som producerar PHA för att hitta alternativ som är hållbara sett till den ekonomiska tillväxten.
1.7 Mål
Målet med examensarbetet är att utifrån undersökta system hitta det som är mest ekonomiskt försvarbart. Det genomförs genom att:
I. Beräkna mass- och energiflöden för undersökta system
II. Beräkna driftkostnader och intäkter samt uppskatta investeringskostnad för undersökta system
1.8 Avgränsningar
• Examensarbetet avgränsas till att enbart innefatta Reningsverk 1 med Multibio och tillhörande flöden
• Driftdata är hämtat från perioden 2019-01-01 till 2019-12-31 som därmed är studiens tidsram
• Eftersom det varit svårt att bedöma vilka komponenter som varit nödvändiga i systemen så har restvärden och reinvesteringar inte tagits hänsyn till i ekonomiska beräkningar.
12
• I den här studien tas ingen hänsyn till att vätgasen som produceras är en rågas som behöver upparbetas utan vätgasen anses kunna säljas till kunder som behandlar gasen själva.
2 Metod
2.1 Metodik för mass- och energianalysen
Eftersom befintligt referenssystem påverkas av att en andel av Blekeriflödet avleds parallellt så krävde beräkningsmodellen att ekvationer byggdes upp för det befintliga systemet. För att validera modellen så jämfördes teoretiskt beräknade flöden med verkligt uppmätta flöden innan modellen kompletterades med det nya systemet.
Grunden till beräkningsmodellen byggdes i Matlab Simulink med motiveringen att modellen skulle ta hänsyn till dynamiska indata. I Simulink beräknades delresultat i form av mass- och energiflöden för de olika systemen.
Energibehov för pumpar och armaturer samt nödvändiga justeringar av pH har exkluderats från beräkningarna. Tillsättning av polymerer till slamavvattningen har utelämnats ur beräkningarna.
I metoden har beräkningar baserats på data på dagsbasis från 2019 och hämtats från Gruvöns bruk. Data som inhämtats är:
• Flöden av avloppsvatten
• Flöden av SÄ
• Flöden av TOC
• Flöden av närsalter
• Temperaturer
• Flöden av biomassa 2.2 Mass- och energiflöden
2.2.1 Grunduppbyggnad av beräkningsmodell
En grund byggdes upp i Simulink som liknade det befintliga systemen. Det utfördes för att senare validera modellen mot uppmätta data och först så beräknades mängden slam som producerades per dag i MBBR- och aktivslamprocesserna enligt (1), (2) respektive (Tchobanoglous m.fl. 2003). Mängden suspenderande ämnen som avskiljs i eftersedimenteringen beräknades enligt (3). I MBBR 1 och MBBR2 har reduktionsgraden för COD antagits vara samma som för TOC cirka 42,5 %5. För att beräkna hur mycket TOC som reducerades i Aktivslamsteg 1 & 2 användes indata på utgående halt TOC från Bioreningen och framräknat halt TOC till ingående Aktivslamsteg 1. Slamåldern var 9 dagar2.
𝑃𝑋𝑀𝐵𝐵𝑅 = 𝑄𝑌𝑀𝐵𝐵𝑅(𝑆0− 𝑆) (1)
𝑃𝑋𝐴𝑆= 𝑄𝑌𝐴𝑆(𝑆0 − 𝑆)
1 + (𝑘𝑑)𝑆𝑅𝑇 +𝑓𝑑(𝑘𝑑)𝑄𝑌𝐴𝑆(𝑆0 − 𝑆)𝑆𝑅𝑇
1 + (𝑘𝑑)𝑆𝑅𝑇 (2)
5 Maria Sandberg, forskare Karlstad Universitet, föreläsning den 18:e september 2019
13
∆𝑆𝑆 = 𝑆𝑆𝑖𝑛− 𝑆𝑆𝑢𝑡 (3)
➢ Px = Slamproduktion [g/dag]
➢ Q = Flöde avloppsvatten genom processen [m³/dag]
➢ S0 = Substrat in till reningssteg [g/m³]
➢ S = Substrat ut från reningssteg [g/m³]
➢ YMBBR = Slamutbyte för MBBR [g,biomassa/g,substrat]
➢ YAS = Slamutbyte för aktivslam [g,biomassa/g,substrat]
➢ fd = Fraktion av biomassa som blir kvar när cellen bryts ned [gVSS/gVSS]
➢ SRT = Slamålder [dygn]
➢ kd = Nedbrytningskoefficient [g,biomassa/g,biomassa]
➢ SSin = Suspenderande ämnen in till biorening [g/dag]
➢ SSut = Suspenderande ämnen ut till recipient [g/dag]
Nedbrytningskoefficienten kd beräknades med hjälp av ekvation (4) där T står för temperaturen i vattnet för aktuellt reningssteg i °C. Data för temperaturer på avloppsflödet in till bioreningen erhölls från Gruvön. Temperaturen in till bioreningen antogs vara konstant genom alla reningssteg.
𝑘𝑑= 0,12 × 1,04𝑇−20 (4)
Modellen styrktes därefter genom att teoretiskt beräknade mängder av producerad slam och reducerad mängd suspenderade ämnen per år överensstämde med uppmätt data från bruket till cirka 99 %. För att validera modellen så varierades konstanterna Y, fd, kd samt utgående torrhalt på slam från eftersedimenteringen inom tillåtna och rimliga värden.
Utifrån massbalansen för näringen i avloppsvattnet så kunde behoven av tillsatt kväve och fosfor bestämmas genom (5) och (6). Enligt Sandberg (2019) assimilerar bioslam cirka 9 % kväve och 1 % fosfor vilket representerar minsta mängd kväve och fosfor som krävs för att bioreningen ska fungera. Ingående halter av kväve och fosfor till bioreningen är i snitt 2,8 mg/l och 0,8 mg/l respektive. Kravet på halter utgående till recipient ligger på 2,0 mg/l filtrerat för kväve och 0,2 mg/l filtrerat för fosfor6.
𝑁𝑖𝑏𝑒ℎ𝑜𝑣 = Q𝑢𝑡× 𝑁𝑖𝑢𝑡+ 𝑁𝑖𝑎𝑠𝑠𝑖𝑚.− 𝑄𝑖𝑛× 𝑁𝑖𝑖𝑛 (5)
𝑃𝑟behov = Q𝑢𝑡× 𝑃𝑟𝑢𝑡+ 𝑃𝑟𝑎𝑠𝑠𝑖𝑚.− 𝑄𝑖𝑛× 𝑃𝑟𝑖𝑛 (6)
➢ Qut = Flöde utgående recipient [m³/dag]
➢ Qin = Flöde ingående biorening [m³/dag]
➢ Niut = Högsta halt kväve utgående recipient [g/m³]
➢ Niassim. = Assimilerat kväve i biomassa (9 %) [g/dag]
6 Therese Olsson processingenjör, mailkontakt den 1a april 2020
14
➢ Niin = Halt kväve ingående biorening [g/m³]
➢ Prut = Högsta halt fosfor utgående recipient [g/m³]
➢ Prassim. = Assimilerat fosfor i biomassa (1 %) [g/dag]
➢ Prin = Halt fosfor ingående biorening [g/m³]
Kväve- och fosforbehovet räknades om till mängd ammoniumhydroxid och fosforsyra med hjälp av (7) och (8). Koncentrationerna för inköpt ammoniumhydroxid och fosforsyra är 24,9 respektive 75 %6. Molmassan för respektive ämne hämtades från Wolfram Alpha (2020), se Tabell II.
𝑁𝐻4𝑂𝐻behov = 𝑁𝑖𝑏𝑒ℎ𝑜𝑣 𝑀𝑁×𝐶𝑁𝐻4𝑂𝐻
𝑀𝑁𝐻4𝑂𝐻
(7)
𝐻3𝑃𝑂4behov= 𝑃𝑟𝑏𝑒ℎ𝑜𝑣
𝑀𝑃×𝐶𝐻3𝑃𝑂4
𝑀𝐻3𝑃𝑂4 (8)
➢ MN = Molmassan för kväve [g/mol]
➢ MP = Molmassan för fosfor [g/mol]
➢ 𝑀𝑁𝐻4𝑂𝐻 = Molmassan för ammoniumhydroxid [g/mol]
➢ 𝑀𝐻3𝑃𝑂4 = Molmassan för fosforsyra [g/mol]
➢ 𝐶𝑁𝐻4𝑂𝐻 = Koncentrationen ammoniumhydroxid [-]
➢ 𝐶𝐻3𝑃𝑂4 = Koncentrationen fosforsyra [-]
Tabell II. Molmassor till beräkning av närsaltsbehov
ÄMNE MOLMASSA [G/MOL]
Kväve 14
Fosfor 31
Ammoniumhydroxid 35
Fosforsyra 98
Tillförsel av luft till bassängen beräknades i två steg där syrebehovet för hur mycket substrat som oxiderades (9) påverkade hur mycket lufttillförsel som krävdes till bassängen (10). Mängden reducerat substrat beräknades separat för MBBR 1 & 2 samt Aktivslam 1 & 2
Medelmättnadskoncentrationen beräknades (11) med hjälp av atmosfärstrycket och medeltrycket i bassängen. Medeltrycket beräknades (12) med en densitet för vatten på 998 kg/m³ (Cengel & Boles 2015), tyngdaccelerationen och Multibions höjd på 12 meter7. Elbehovet för luftarna beräknades med hjälp av (13) där elanvändningen för ett bottenluftningssystem och Okiluftarna är 2,4 (Tchobanoglous m.fl. 2003)
7 Therese Olsson, processingenjör Gruvöns bruk, mailkontakt den 25e mars 2020
15
respektive 11 kg, O2/kWh (Sulzer Pumps Sweden AB 2015). Konstanter som var nödvändiga för beräkningarna framförs i Tabell III.
𝑅0 = 𝑄𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙(𝑆0 − 𝑆) − 1,42 × 𝑃𝑥 (9)
➢ R0 = Cellernas syrebehov [g/dag]
➢ Qtotal = Totalt ingående flöde [m³/dag]
➢ S0 = Ingående substrathalt [g/m³]
➢ S = Utgående substrathalt[g/m³]
➢ Px = Slamproduktion [g/dag]
𝑆𝑂𝑇𝑅 = 𝐴𝑂𝑇𝑅
(𝛽𝐶𝑆̅𝑇𝐻− 𝐶𝐿
𝐶𝑠20 ) (1,024𝑇−20)(𝛼)(𝐹) (10)
➢ SOTR = Standard oxygen transfer rate [g/dag]
➢ AOTR = Actual oxygen transfer rate = R0 [g/dag]
➢ 𝛼 = Korrektionsfaktor m.a.p. vattnets karaktär [-]
➢ 𝛽 = Korrektionsfaktor för vattnets karaktär m.a.p löslighetsegenskaper [-]
➢ CL = Koncentration av löst syre under drift [g/m³]
➢ F = Foulingfaktor [-]
➢ Cs,20 = Mättnadskoncentrationen av löst syre i rent vatten [g/m³]
➢ 𝐶𝑆̅𝑇𝐻 = Medelmättnadskoncentrationen av syre i rent vatten [g/m³]
𝐶𝑆̅𝑇𝐻 =CSTH(𝑃𝑠𝑎𝑡𝑚+ 𝑃𝑠𝑤,𝑚𝑒𝑑𝑒𝑙 𝑑𝑗𝑢𝑝
𝑃𝑎𝑡𝑚,𝐻 ) (11)
➢ CSTH = Mättnadskoncentration vid aktuell bassängtemperatur [g/m³]
➢ Psatm = Lufttryck vid ytan på bassängen [Pa]
➢ Psw,medel = Medeltrycket i bassängen [Pa]
𝑃𝑠wmedel= 𝜌𝑣𝑎𝑡𝑡𝑒𝑛× 𝑔 × ℎ
2 (12)
➢ 𝜌𝑣𝑎𝑡𝑡𝑒𝑛 = Densiteten för vatten [kg/m³]
➢ 𝑔 = Tyngdaccelerationen [m/s²]
➢ ℎ = Höjden på bassängen [m]
𝐸𝑙𝑢𝑓𝑡𝑎𝑟𝑒= 𝑆𝑂𝑇𝑅
𝑊𝑙𝑢𝑓𝑡𝑎𝑟𝑒 (13)
16
➢ SOTR = Luftbehovet för respektive bassäng [kgO2/dag]
➢ Wluftare= Energianvändning luftare [kgO2/kWh]
Tabell III. Indata på konstanter för beräkningarna
2.2.2 SV:Ace & SK:Ace
För SV:Ace och SK:Ace kompletterades modellen med fermentering, värmeåtervinning, ackumulering, ytterligare slamavvattning samt extraktion enligt Figur 3. Metod för extraktionen visas i Figur 4.
För beräkningarna har allt producerat bioslam använts till att ackumulera polymerer.
PHA-produktionen beräknades via (14), och därefter kunde behovet av VFA bestämmas (15). Indata på R och YPHA:VFA är 0,32 (Bengtsson Werker m.fl. 2008) respektive 0,65
𝜑𝑃𝐻𝐴=𝑅 × 𝑃𝑥
1 − 𝑅 (14)
𝜃𝑉𝐹𝐴= 𝜑𝑃𝐻𝐴
𝑌𝑃𝐻𝐴:𝑉𝐹𝐴 (15)
➢ 𝜑𝑃𝐻𝐴= Producerad PHA [g/dag]
➢ R = Viktandel PHA av bakteriecell [-]
➢ Px = Ingående flöde bioslam till bassäng [g/dag]
➢ 𝜃𝑉𝐹𝐴= Behovet av flyktiga fettsyror för att producera PHA [g/dag]
➢ YPHA:VFA = Utbytet mellan PHA och VFA [gPHA/gVFA]
Produktionen av VFA i fermenteringen har beräknats separat enligt (16) och jämförts mot behovet av VFA i ackumuleringen. Utbytet av VFA från TOC bestämdes till 2,5 g, VFA/g, TOC med hjälp av reaktionsformeln (17).
För beräkning av vätgasproduktionen har ett förhållande mellan TOC och socker bestämts till 0,4 g, TOC/g, socker med hjälp av reaktionsformeln8 (18). Vid uppvärmd fermentering på 70 °C beräknades produktionen av vätgas enligt (19) med ett utbyte på 40 gram, vätgas/kg, socker5. Vid kall fermentering runt 60 °C, minskade utbytet av vätgas till 7,2 gram per kg socker enligt Dessì m.fl. (2018). Andelen av
8 Maria Sandberg, forskare Karlstad Universitet, virtuellt möte den 4:e april 2020
KONSTANTER VÄRDEN ENHET
α 0,4 -
β 0,9 -
Cl 1,0 g/m³
F 0,3 -
Cs20 0,1 g/m³
Csth 0,117 g/m³
17
flödet Blekeri 2 till fermenteringen itererades fram tills dess att balans uppnåddes mellan producerat och efterfrågat VFA. Det har antagits att allt substrat i inkommande flöde används till VFA och vätgas.
Φ𝑉𝐹𝐴= 𝑚̇𝑇𝑂𝐶× 𝑌𝑉𝐹𝐴:𝑇𝑂𝐶 (16)
2 𝐶 + 2 𝐻2𝑂 → 𝐶2𝑂2𝐻4 (17)
6 𝐶 + 6 𝐻2𝑂 → 𝐶6𝑂6𝐻12 (18)
𝐻2, 𝑝𝑟𝑜𝑑= 𝑚̇𝑠𝑜𝑐𝑘𝑒𝑟× 𝑌𝐻2:𝑠𝑜𝑐𝑘𝑒𝑟 (19)
➢ 𝛷𝑉𝐹𝐴 = Produktion av VFA [g/dag]
➢ ṁsocker = Massflöde av socker in till fermentering [g/dag]
➢ ṁTOC = Massflöde av TOC in till fermentering [g/dag]
➢ YVFA:TOC = Utbytet mellan VFA och TOC [-]
➢ H2, prod = Produktion av vätgas i fermenteringen [g/dag]
➢ YH2:Socker = Utbytet mellan vätgas och socker [-]
Storlekar på reaktorer för fermentering och ackumulering har bedömts utifrån vilken volym som krävts för ackumulering (20) och fermentering (21). För beräkning av storlek för ackumulering är uppehållstiden, för ett utbyte på 32 %, 10 timmar (Bengtsson Werker m.fl. 2008).
För beräkning av storlek på fermenteringsreaktor har det antagits att det är möjligt att omvandla 40 kg, socker/(dag, kubikmeter reaktor) (Sandberg 2017). Inga värmeförluster till omgivning har beräknats då reaktorer och rör har antagits vara väl isolerade.
För SV:Ace beräknades uppvärmningen av flödet till 70 °C i VFA-tanken enligt (22).
Den specifika värmekapaciteten för vatten 4,19 kJ/(kg°C) hämtades från Cengel &
Boles (2015).
Innan ackumuleringen kyldes flödet från 70 till 35 °C och beräknades enligt (22).
För SK:Ace krävdes ingen uppvärmning av flödet in till VFA-reaktorn, och flödet kyldes istället från inkommande temperatur på flödet till 35 °C innan ackumulering.
Verkningsgraden för alla värmeöverföringar har konservativt antagits till 50 % enligt en tidigare studie (Sandberg 2017).
𝑉𝑃𝐻𝐴= 𝑄𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙× 𝐻𝑅𝑇𝑃𝐻𝐴 (20)
𝑉𝑉𝐹𝐴 =𝑚̇𝑠𝑜𝑐𝑘𝑒𝑟
40 (21)
18
➢ VPHA = Volymen i PHA tanken [m³]
➢ VVFA = Volymen i VFA tanken [m³]
➢ ṁsocker = Massflöde av socker in till fermentering [kg/dag]
➢ HRTPHA = Uppehållstiden i PHA tanken [dagar]
➢ Qtotal = Totalt ingående volymflöde till ackumulering [m³/dag]
𝐸VVX= Qtotal× 𝐶𝑃× (𝑇1− 𝑇2)
𝜂𝑉𝑉𝑋× 3600 (22)
➢ 𝐸VVX= Värmeenergi [kWh/dag]
➢ Qtotal = Totalt ingående flöde [kg/dag]
➢ CP = Specifik värmekapacitet [kJ/(kg°C)]
➢ T = Temperatur in/ut från VVX [°C]
➢ ηVVX = Verkningsgraden för VVX
Syrebehovet i PHA tanken beräknades enligt (9) och eftersom inget biologiskt material bildades i tanken leder det till att termen Px förenklades till 0 i ekvationen.
Lufttillförsel till tanken sker med bottenluftningssystem och beräknades som tidigare enligt (10) och (11). Elbehovet för luftsystemet beräknades som tidigare enligt (13).
En gravimetrisk förtjockare avvattnar slammet till mellan cirka 5 - 8 % torrhalt. Både SV:Ace och SK:Ace kompletterades därefter med centrifug och skruvpress för att öka torrhalten ytterligare innan extraktionen. Ut ur centrifugen och skruvpressen var torrhalten konstant 25 respektive 40 % (Tchobanoglous m.fl. 2003).
För att avgöra hur stor massa avloppsvatten som avskiljs i respektive avvattningssteg beräknades först hur stor del som var avloppsvatten i ingående och utgående flödet med hjälp av (23). Skillnaden i avloppsvatten in och ut ur avvattningssteget innebar mängden avloppsvatten som avskilts och var därmed returflödet som återgick till MBBR 1 (24). Beräkningarna upprepades för varje avvattningssteg i slamavvattningen.
𝑄𝑣𝑎𝑡𝑡𝑒𝑛= (𝑃𝑥+ ∆𝑆𝑆 + 𝜑𝑃𝐻𝐴)
𝑇𝑆 × 𝜌𝑣𝑎𝑡𝑡𝑒𝑛 (23)
➢ Qvatten = Flöde avloppsvatten [m³/dag]
➢ PX = Mängden biologiskt material i flödet [kg/dag]
➢ ∆𝑆𝑆 = Mängden suspenderat material i flödet [kg/dag]
➢ 𝜑𝑃𝐻𝐴 = Mängden polymerer [kg/dag]
➢ TS = Torrhalt på flöde [%]
➢ 𝜌𝑣𝑎𝑡𝑡𝑒𝑛 = Densitet vatten [kg/m³]
𝑄𝑟𝑒𝑡𝑢𝑟= Qvatten,in− Qvatten,ut (24)
19
➢ Qretur = Returflöde avloppsvatten till MBBR 1 [m³/dag]
➢ Qvatten,in = Flöde avloppsvatten in till avvattningssteg [m³/dag]
➢ Qvatten,ut = Flöde avloppsvatten ut från avvattningssteg [m³/dag]
Totalt elbehov för slamavvattningen beräknades enligt (25) där energianvändning för gravimetrisk förtjockare, centrifug och skruvpress redovisas i Tabell IV och hämtades från Sandberg (2017).
𝐸𝑠𝑙𝑎𝑚𝑎𝑣𝑣𝑎𝑡𝑡𝑛𝑖𝑛𝑔 = 𝑚̇𝑇𝑆× 𝑊𝑓ö𝑟𝑡𝑗𝑜𝑐𝑘𝑎𝑟𝑒+ 𝑚̇𝑇𝑆× 𝑊𝑐𝑒𝑛𝑡𝑟𝑖𝑓𝑢𝑔+ 𝑚̇𝑇𝑆× 𝑊𝑠𝑘𝑟𝑢𝑣𝑝𝑟𝑒𝑠𝑠 (25)
➢ 𝑚̇𝑇𝑆 = Massflödet av torrt fast material [ton/dag]
➢ 𝑊𝑓ö𝑟𝑡𝑗𝑜𝑐𝑘𝑎𝑟𝑒 = Energibehov gravimetrisk förtjockare [kWh/ton, TS]
➢ 𝑊𝑐𝑒𝑛𝑡𝑟𝑖𝑓𝑢𝑔 = Energibehov centrifug [kWh/ton, TS]
➢ 𝑊𝑠𝑘𝑟𝑢𝑣𝑝𝑟𝑒𝑠𝑠 = Energibehov skruvpress [kWh/ton, TS]
Tabell IV. Energibehov för avvattningsmaskiner
Extraktionen följde Figur 4 och först beräknades mängden värmeenergi som krävdes för att torka det biologiska materialet från 40 % till cirka 100 % torrhalt enligt (26) där förångningsentalpin 2420 kJ/kg för vatten vid 35 °C och atmosfärstryck hämtades från Cengel & Boles (2015).
Elbehovet för torkmaskinen beräknades där energianvändningen sattes till 750 kWh/ton, förångat vatten och hämtades från Suez Waterhandbook (2020).
𝐸𝑓ö𝑟å𝑛𝑔𝑛𝑖𝑛𝑔= 𝑚̇𝑣𝑎𝑡𝑡𝑒𝑛× ℎ𝑓𝑔
3600 (26)
➢ 𝑚̇ 𝑣𝑎𝑡𝑡𝑒𝑛 = Massflöde av förångat vatten [kg/dag]
➢ ℎfg = Förångningsentalpi för vatten [kJ/kg]
För att få reda på hur mycket aceton (27) som krävdes vid start av processen användes en uppehållstid i Reaktor 1 på 5 timmar och ett utbyte på 10 ml/g,slam enligt Jiang X. m.fl. (2006). Fast material avskildes från de lösta polymererna i centrifugeringen och behovet av metanol i Reaktor 2 beräknades via (28).
I beräkningarna sattes ett startbehov på metanol till 5 g, metanol/g, PHA och en uppehållstid i Reaktor 2 på 1 timme9. Volymer för reaktorer beräknades separat för aceton och metanol enligt (29).
9 Maria Sandberg, forskare Karlstads Universitet. föreläsning den 13:e november 2019 METOD ENERGIBEHOV ENHET
Gravimetrisk förtjockare 40 kWh/ton TS
Centrifug 75 kWh/ton TS
Skruvpress 10 kWh/ton TS
20
𝐴𝑐𝑒𝑡𝑜𝑛𝑠𝑡𝑎𝑟𝑡 = 𝑚̇𝑠𝑙𝑎𝑚× 𝑌aceton:slam× 𝐻𝑅𝑇𝑅𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟 1 (27)
➢ 𝑚̇𝑠𝑙𝑎𝑚 = Massflöde av slam in till Reaktor 1 [kg/dag]
➢ 𝑌aceton:slam = Utbyte mellan aceton:slam [-]
➢ 𝐻𝑅𝑇𝑅𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟 1 = Uppehållstid i Reaktor 1 [dagar]
𝑀𝑒𝑡𝑎𝑛𝑜𝑙𝑠𝑡𝑎𝑟𝑡= 𝑚̇𝑃𝐻𝐴× 𝑌metanol:PHA× 𝐻𝑅𝑇𝑅𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟 2 (28)
➢ 𝑚̇𝑃𝐻𝐴 = Massflöde av PHA in till Reaktor 2 [kg/dag]
➢ 𝑌metanol:PHA = Utbyte metanol:PHA [-]
➢ 𝐻𝑅𝑇𝑅𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟 2 = Uppehållstid i Rektor 2 [dagar]
𝑉𝑟𝑒𝑎𝑘𝑡𝑜𝑟= 𝑄𝑡𝑜𝑡𝑎𝑙× 𝐻𝑅𝑇 (29)
➢ Qtotal = Totalt volymflöde in till aktuell reaktor [m³/dag]
➢ HRT = Uppehållstid i aktuell reaktor [dagar]
Efter att polymererna fällts ut i metanolen så centrifugerades lösningen återigen för att avskilja polymererna från metanolen. Elbehovet för de två centrifugeringarna beräknades enligt (30). Förluster av aceton och metanol i centrifugeringen antogs till 5 % vardera för respektive flöde enligt data från Maratek Environmental Inc (2020).
Förlusterna representerade därmed driftbehovet av aceton och metanol till extraktionen.
𝐸𝑐𝑒𝑛𝑡𝑟𝑖𝑓𝑢𝑔= 𝑚̇𝑇𝑆× 𝑊𝑐𝑒𝑛𝑡𝑟𝑖𝑓𝑢𝑔 (30)
➢ 𝑚̇𝑇𝑆 = Massflöde av torrt fast material [ton/dag]
➢ 𝑊𝑐𝑒𝑛𝑡𝑟𝑖𝑓𝑢𝑔 = Energibehov centrifug [kWh/ton, TS]
När polymererna slutligen torkades antogs en fukthalt på 25 % in och 1 % ut ur processen. Ett värmebehov för lufttorkningen beräknades enligt (31) där värmebehovet för torkningen var 4800 kJ/kg (Harding m.fl. 2007). Densitet för PHA sattes till 1200 kg/m³ enligt Sandberg (2017).
𝐸𝐿𝑢𝑓𝑡𝑡𝑜𝑟𝑘 = 𝑚̇𝑃𝐻𝐴 × 𝑊𝐿𝑢𝑓𝑡𝑡𝑜𝑟𝑘
3600 (31)
➢ 𝑚̇𝑃𝐻𝐴 = Massflöde PHA in till lufttorkning [kg/dag]
➢ WLufttork = Energibehov för lufttorkningen [kJ/kg]
Mängden slam med innehållande förluster av aceton antogs skickas till förbränning.
En el- och värmeverkningsgrad på 30 respektive 60 % antogs för ångcykeln från Naturvårdsverket (2005, s. 16). Det kalorimetriska värmevärdet (HHV) för slam med
21
5 % askhalt är enligt Sandberg (2019) cirka 15000 kJ/kg och motsvarande värmevärde för aceton hittas i Tabell V. Frigjord värmeenergi från förbränningen beräknades fram enligt (32)
𝐸𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑐𝑒𝑟𝑎𝑡 = 𝑚̇𝑎𝑐𝑒𝑡𝑜𝑛 × 𝐻𝐻𝑉𝑎𝑐𝑒𝑡𝑜𝑛 + 𝑚̇𝑠𝑙𝑎𝑚× 𝐻𝐻𝑉𝑠𝑙𝑎𝑚 (32)
➢ HHV = Kalorimetriskt värmevärde [kJ/kg]
I Reaktor 2 antogs allt kvarvarande aceton förångas och återanvändas. Mängden värme som krävdes för att förvärma inkommande flödet från rumstemperatur till 56
°C beräknades med hjälp av (22). Värmeenergi för förångning av aceton beräknades som tidigare enligt (26) men med förångningsentalpin för aceton. Fysikaliska data för aceton och metanol redovisas i Tabell V. Specifik värmekapacitet för PHA är 1,42 J/(kg°C) (Braunegg & Koller 2014).
Tabell V. Fysikalisk data för kemikalier hämtat från (Engineering ToolBox 2001)
Värme från kylningen av flödet mellan VFA-reaktorn och PHA-reaktorn återanvändes i extraktionen och subtraherades därmed från totala värmebehovet för uppvärmning av kemikalierna och förångning av acetonet. Överskott av värme mellan fermenteringen och ackumuleringen antogs därefter kylas bort mot sjövatten.
Elbehovet för omrörning i alla reaktorer beräknades där effekten för en omrörare var 5,5 kW enligt Olsson2. Omrörarna har antagits gå kontinuerligt.
Utvinningsgraden för PHA i extraktionen har antagits till 99 % för SV:Ace och SK:Ace enligt studien av Jiang X. m.fl. (2006)
2.2.3 SV:Cyc & SK:Cyc
För SV:Cyc och SK:Cyc byggdes ett nytt extraktionssystem upp i Simulink och kopplades in efter skruvpressen i flödesriktningen, se Figur 3. Extraktionen följer metoden enligt Figur 5.
Behovet av aceton vid för förbehandlingen av biomassan i Reaktor 1 beräknades som tidigare enligt (27) fast med ett utbyte på 20 ml aceton/g, biomassa enligt studien av Jiang G. m.fl. (2018). Uppehållstiden för processen varade över en natt vilket i den här studien har antagits till 8 timmar.
I Reaktor 2 tillsattes cyklohexanon för att lösa upp polymererna. Uppstartsbehovet av cyklohexanon beräknades enligt (33) där 50 ml/gram, biomassa krävdes samt en uppehållstid i reaktorn på cirka 3 minuter (Jiang G. m.fl. 2018). Volymen för Reaktor 1 beräknades som tidigare enligt (29) medan volymen för Reaktor 2 beräknades via (34). Inga värmeförluster till omgivning har beräknats då reaktorer och rör har antagits vara väl isolerade.
KEMIKALIE
SPECIFIK VÄRMEKAPACITET
[KJ/(KG°C)]
FÖRÅNGNINGSENTALPI
[KJ/KG]
KALORIMETRISKT VÄRMEVÄRDE
[KJ/KG]
Aceton 2,1 534 30 800
Metanol 2,6 1200 22 700
22
𝐶𝑦𝑐𝑠𝑡𝑎𝑟𝑡= 𝑚̇𝑠𝑙𝑎𝑚× 𝑌CYC:Slam× 𝐻𝑅𝑇𝐶𝑌𝐶 (33)
𝑉𝐶𝑌𝐶 = 𝑄𝑡𝑜𝑡× 𝐻𝑅𝑇𝐶𝑌𝐶 (34)
Maximalt utbyte av PHA inträffade vid en temperatur i Reaktor 2 på 120 °C enligt studien av Jiang G. m.fl. (2018). Uppvärmning av cyklohexanon, aceton och PHA beräknades med hjälp av (22). Förångning av aceton beräknades som beskrivits tidigare enligt (26). Specifik värmekapacitet för cyklohexanon var 1,9 kJ/(kg°C) (Wolfram Alpha 2020). Förluster av aceton och cyklohexanon antogs som tidigare till 5 % enligt Maratek Environmental Inc (2020) och därefter fortsätta till förbränning. Förlusterna representerade därmed driftbehovet av kemikalierna.
Elbehovet för centrifugeringen beräknades som tidigare enligt (25).
Värmeenergin från förbränningen beräknades som tidigare enligt (32) och energin antogs fördelas som utförts tidigare där 30 % utvanns som elenergi och 60 % som fjärrvärme. Det kalorimetriska värmevärdet för cyklohexanon 35,5 MJ/kg hämtades från Wolfram Alpha (2020)
Värmeenergin från nedkylning av flödet cyklohexanon och PHA från 120 °C till rumstemperatur användes för att förvärma inkommande flöden till extraktionen och beräknades med hjälp av (22). Ingen annan förvärmning av flödet ingick i extraktionen för SV:Cyc och SK:Cyc. Polymererna torkades sedan från 75 till 99 % TS enligt (31) (Harding m.fl. 2007)
Elbehovet för omrörarna som antogs gå kontinuerligt i alla reaktorer beräknades som tidigare med en effekt på 5,5 kW2. Utvinningsgraden för PHA i extraktionen var 95
% för SV:Cyc och SK:Cyc (Jiang G. m.fl. 2018).
2.2.4 SV:Enz & SK:Enz
För SV:Enz och SK:Enz byggdes ytterligare ett extraktionssystem upp i Simulink och kopplades in efter förtjockare 1 i flödesriktningen, se Figur 3. Extraktionen följer metoden från Harding m.fl. (2007) som hittas i Figur 6.
Värmebehovet för att värma inkommande flödet från 35 °C till 70 °C i Reaktor 1 beräknades som beskrivits tidigare (22). Behovet av enzymer, rengöringssyra och väteperoxid beräknades enligt (35) och har antagits innefatta drift- och uppstartsbehov. Driftbehovet av destillerat vatten till tvättningen beräknades via (36). Nyckeltal till beräkningarna framförs i Tabell VI och hämtades från Harding m.fl. (2007).
