Interconnessioni fra linea acque e fanghi e minimizzazione dei consumi

di energia elettrica Giuseppe Mininni, Camilla Maria Braguglia, Andrea Gianico,

Maria Concetta Tomei

Cnr – Istituto di Ricerca Sulle Acque (Monterotondo-Roma)

Monterotondo (Rome-Italy)

Venerdì 6 Novembre2015

Acqua ed energia nel ciclo idrico integrato

Possibilità attuali e future• Massimizzazione dell’abbattimento di COD nei

pretrattamenti e nei trattamenti primari.• Controllo dell’aerazione nella fase di ossidazione biologica.• Recupero di calore dall’effluente con pompe di calore.• Minimizzazione del riciclo di azoto con le correnti liquide

generate nella linea fanghi.• Utilizzazione della digestione anaerobica per il

trattamento dei reflui urbani.• Intensificazione della digestione anaerobica.• Intensificazione della disidratazione meccanica.• Processi integrati di trattamento termico dei fanghi con

recupero del calore residuo per il riscaldamento dell’influente.

Alcuni dati di riferimento• La rimozione di 1 kg di COD richiede 0,6 - 1 kWh di

EE per l’aerazione, in funzione dell’efficienza dell’aerazione e del controllo di processo.

• La rimozione di 1 kg di N ammoniacale con processo convenzionale denitro-nitro richiede un consumo energetico complessivo pari a circa 9,7 kWh, che include anche il consumo energetico per l’abbattimento del COD del refluo civile associato al carico ammoniacale.

• Efficienza di aerazione = 0,8 – 1,6 kg O2 solubilizzato/kWh consumato, per aerazione con bolle grossolane e fini, rispettivamente.

• Il consumo dell’aerazione corrisponde a circa il 50% dei consumi complessivi dell’impianto di trattamento.

Massimizzazione dell’abbattimento del COD con trattamenti preliminari

• Nella sedimentazione primaria convenzionale si abbatte circa il 30% del carico organico. Ciò comporta un risparmio energetico nell’aerazione di 4,4 – 7,4 kWh/(A.E. × anno).

• Nella sedimentazione primaria assistita l’abbattimento del carico organico può raggiungere il 50%. In questo caso il risparmio energetico può essere valutato in 7,4 – 12,3 kWh/(A.E. × anno).

Controllo aerazionenel reattore biologico

• Il controllo dell’aerazione nel reattore può consentire di risparmiare fino al 25% dei consumi complessivi di tutto l’impianto di trattamento delle acque di scarico.

Minimizzazione del riciclo di azoto con le correnti liquide generate nella linea fanghi

• Esempio di rimozione dell’N-NH4+ per

stripping della corrente di riciclo a pH elevato.

• Il consumo di Na(OH) può essere minimizzato con una pre-colonna di stripping della CO2 con aria.

Background and motivation

20%

15-20%

25-50%

10-20%

Nitrification

Digestor

Sludge

Settling tank

Primary settling tank

Sludge thickening

30-60%

15-20% (this recycle would require about 7 kWh/(person × year))

100%

10g PE-1d-1

Siegrist et al., 2014 - Presentation at the last ROUTES meeting in Braunschweig

NH3,L NH3,Air

Sludge liquid

H2SO4

(NH4)2SO4 (pH = 5)

NH3,Air

Air

QFw

Air

Stripper Sorber

NaOH sodium

hydroxide

Basic concept of NH3 - strippingSludge liquid (60°C)

NH3-mass balance at inlet of stripper: QL ⋅ NH3,L = NH3,air ⋅ Qair

Gas equilibrium: NH3,air = HNH3 ⋅ NH3,L => Qair/QL > 1/HNH3

Siegrist et al., 2014 - Presentation at the last ROUTES meeting in Braunschweig

Sludge liquid (after heat exchanger, 60°C)

NH3,L

CO2,L

QL

Qair

CO2

Stripper

NH4,F

W

NH3,L NH3,air

NH3-free sludge liquid

Sulfuric acid(H2SO4)

(NH4)2SO4

(pH ∼ 5)

NH3,air

Qair

Off gas to remove CO2 QL

Qair

Stripper Sorber

Sludge liquid

Fresh air

Sludgeliquid

Gas c

ircu

lati

on

syste

m

Sodium hydroxide(NaOH)

NH3,L

CO2,L

QL

Qair

CO2

Stripper

NH4,F

W

NH3,L NH3,air

NH3-free sludge liquid

Sulfuric acid(H2SO4)

(NH4)2SO4

(pH ∼ 5)

NH3,air

Qair

Off gas to remove CO2 QL

Qair

Stripper Sorber

Sludge liquid

Fresh air

Sludgeliquid

Gas c

ircu

lati

on

syste

m

Sodium hydroxide(NaOH)

Pre treatment supernatant Conventional treatment

Co treatment of

urine

Pre-treatment of source separated urine by precipitation (struvite) and filtration

urine

CO2 stripping

Air stripping plant WWTP Kloten/OpfikonSiegrist et al., 2014 - Presentation at the last ROUTES meeting in Braunschweig

Optimization of air stripping plant 2010

60

70

80

90

100

54 56 58 60 62 64 66

Temperature in °C

Rela

tive

Elim

inati

on

%

pH_9,3 pH_9,5 pH_9,0 max

- air flow at 3600 Nm3/h

- sludge liquid flow of 5,25 m3/h

Removal efficiencies at different temperatures and pH ranges

Siegrist et al., 2014 - Presentation at the last ROUTES meeting in Braunschweig

With CO2 stripper column 2010

Operating data NH3-stripper:

Air flow 3600 Nm3/h

pH 9.3 and 60°C

0

3

5

8

10

0 50 100 150 200

Air flow CO2-stripping column Nm3/h

kg

NaO

H (

50%

)/kg

N e

lim

ina

ted

Specific base demand in kg NaOH (50%) per kgN eliminated

90 %Average N - elimination of plant

88 %89 %89 %87 %

Sandra Büttner, diploma

work FH Triesdorf (D), 2010

Siegrist et al., 2014 - Presentation at the last ROUTES meeting in Braunschweig

Utilizzazione della digestione anaerobica in linea acque (Avi Aharoni, 2015)

Il potenziale energetico del COD contenuto nel refluo è pari a circa 4 volte l’energia

richiesta per la depurazione

1 MJ = 0,28 kWh

800-850 A.E.

Configurazione dell’impianto

• La digestione anaerobica può essere condotta utilizzando il sedimentatore primario, dotandolo di copertura e di riempimento che consente una elevata concentrazione di biomassa.

• La rimanente parte dell’impianto rimane invariata.

(Avi Aharoni, 2015)

Intensificazione della digestione anaerobica

Processo Cambi

Processo Biothelys (Veolia)

ProcessoExelys

(Veolia)Presentation by Andrew Gilbert

(SludgeTech, 2015)

Schemacombinato recupero

energia da biogas

Intensificazione della disidratazione meccanica - Bucher press

(Bucher, Degremont)

Processi integrati di trattamento termico integrato

Essiccamento ed incenerimento

�Processo integrato

�Prima dell’incenerimento il fango è essiccato con vapore condensante a media pressione (1,22 MPa e 188 °C). Il vapore è prodotto in una caldaia dove il calore è recuperato dai fumi uscenti dal forno.

�La condensazione del vapore nell’essiccatore consente di recuperare circa 2.000 kJ/kg di vapore.

�Il processo deve essere ottimizzato per conseguire due obiettivi principali:� Minimizzare il dimensionamento di caldaia, essiccatore e

forno a letto fluido e di tutte le altre unità operatrici della

linea trattamento fumi;

� Minimizzare i consumi di combustibile.

�È stato sviluppato un algoritmo per calcolare le caratteristiche (flusso e temperatura) delle differenti correnti di processo.

Risultati: consumo metano

Consumo specifico di metano (Nm3/kg solidi secchi) per processo

integrato e convenzionale

Risultati: produzione fumi

Produzione specifica di fumi (Nm3/kg solidi secchi) per processo integrato e convenzionale

6,2-6,8

Per un impianto da 500.000 A.E. produzione totale fumi è stata stimata una produzione fumi di 3.900 Nm3/h (fanghi primari) e 7.200 Nm3/h (fanghi misti)

Risultati: concentrazione fango monte -valle essiccamento termico

Produzione energia elettrica nella digestione anaerobica e

nell’incenerimento dei fanghi

Per un impianto da 500.000 A.E. si può stimare una produzione diE.E. di:

a)1,0-1,2 MW nella digestione anaerobica (2,1-2,4 W/ab);

b)1,64 MWth (fanghi misti) o 0,97 MWth (fanghi primari) nell’incenerimento con una concentrazione dei fanghi disidratati del 30%.

c)L’assorbimento di E.E. può essere stimato in circa 1,4-3 MW (consumo complessivo 25-50 kWh/(ab × anno), cioè 2,8-5,7 W/ab.

Situazione incenerimento fanghi in Europa

In Europa invece la situazione è descritta in tabella con 57 impianti esistenti dedicati all’incenerimento dei fanghi di depurazione (Umweltbundesamt, “Draft of a German report for the creation of a BREF-document on waste incineration”, 2001; TWG comments on draft1 on waste incineration BREF, 2003), contro i 467 dedicati all’incenerimento di rifiuti solidi urbani

Forni d’incenerimento fanghiin Europa

Pesi europeiNumero di impianti di incenerimento fanghi

Capacità(t di secco/anno)

Austria 1Belgio 1 20.000Danimarca 5 300.000Germania 23 630.000Paesi bassi 2 190.000Regno unito 11 420.000Svizzera 14 100.000Totale 57 1.660.000

Media 80 t/d di secco (circa 320 t/d di fango disidrato al

25%)

Incenerimento on-sitein forni dedicati

• BAT suggerite per l’incenerimento di fanghi di depurazione (EU Commission, 2006):– impiegare preferibilmente la tecnica a letto fluido a

causa della maggiore efficienza di combustione e alla minore produzione di fumi rispetto ad altri sistemi;

– essiccamento del fango di depurazione preferibile effettuarlo con il calore recuperato dall’inceneritore

• In America, l’EPA ha condotto uno studio nel 2011 sull’incenerimento di fanghi e sono risultati attivi 144 impianti a piani multipli e 60 a letto fluido.

ThermylisDegremont

PyrofluidVeolia

Thermylis: recupero energetico dai fanghi di depurazione - casi di studio

Schema recupero energetico impianto Le Havre

Soff_Fluid

Ciclone

Thermylis

Recupero

acqua calda

Fango disidratato

25 ÷ 30%

Thermylis – Le Havre (FR)

Portata 1.2 t/h di secco4,1 t/h t.q.

Concentrazione 25% ÷ 30%12.8 m 25 m

H 21 m Personale 3 + 1Energia disponibile 1,3 MWth

Funzionamento 5 / 7 d

Soff_Raff

Filtro maniche65

0°C870-930°C

Pre

risc

ald

am

en

to

ari

a c

om

bu

stio

ne

Re

cu

pe

rato

re

ca

lore

Schema trattamento fumi• Abbattimento polveri grossolane con ciclone

• Abbattimento polveri fini con filtro a maniche

• Iniezione di carbonato di sodio e carbone attivo in polvere

• Abbattimento polveri chimiche con II filtro a maniche

• DeNOx catalitico (per fanghi non digeriti potrebbe non essere richiesta aggiunta di reattivo per riduzione NOx)

• Nuovo limite su NH3 di 10 mg/Nm3

Costi

• 15-20 M € per un impianto da 400.000 A.E. (37-50 €/A.E.)

Ossidazione a umido

L’ossidazione a umido (WO) è un processo di trattamento che prevede l’ossidazione chimica degli inquinanti in fase liquida a temperatura (150-330 °C) e pressioni (fino a 200 bar), utilizzando ossigeno.

Schema processo

ISPESSITORE

FANGO PRIMARIO,

SECONDARIO,

MISTOWO

CONCENTRAZIONE

SS IN INGRESSO 3÷÷÷÷6%

Flussi della WO

WO

Fango

O2

Additivi

Energia (kW)

Gas

Gas reazione

Effluente Liquido

Residuo a matrice

inorganica

Lavaggio e riciclo alla WO come comburente

Biologico

Recupero o

smaltimento

Prestazioni del processo� Abbattimento complessivo del COD (> 70%)

� Effluente liquido generato costituito dai prodotti intermedi dell’ossidazione chimica: molecole a basso peso molecolare quali acidi carbossilici, acetaldeidi e alcoli di buona biodegradabilità (BOD5/COD >0,6)

� Il riciclo in linea acque comporta:

� incremento della temperatura nelle acque dell’impianto biologico con conseguente miglioramento della cinetica di nitrificazione e di ossidazione del COD;

� Incremento di carico all’impianto biologico del 15-20%.

� Possibilità di trattamento anaerobico

� Residuo solido con concentrazione residua di SV del 10-15% sul secco

Pirolisi�Un processo di pirolisi, sviluppato dalla Eisenmann

Corporation, è stato applicato sull'impianto gestito da ARA Pusteral a S. Lorenzo di Sebato nei pressi di Brunico.

�L'impianto opera dal 2006.�Il Pyrobustor è il cuore del processo

�si tratta di un combustore a tamburo rotante, dove in una prima sezione si opera la pirolisi del fango in totale assenza di aria per evitare la produzione di microinquinanti ossidati come PCDD/F.

�nella seconda sezione i residui solidi e liquidi sono totalmente ossidati in eccesso d'aria.

�Il gas di pirolisi è inviato in una camera dedicata di postcombustione e il calore è recuperato per il preessiccamento del fango con essiccatore a nastro.

Schema del processo Eisennmann Corporation con pyrobustor (ARA Pusteral AG)

Può essere classificato come CSS un fango essiccato?

D.M. 14 febbraio 2013, n. 22

ParametroMisura

statisticaUnità

di misuraValori limite per classe

1 2 3PCI Media MJ/kg t.q. ≥ 25 ≥ 20 ≥ 15Cl Media % SS ≤ 0,2 ≤ 0,6 ≤ 1,0

HgMediana mg/MJ t.q. ≤ 0,02 ≤ 0,03 ≤ 0,08

80°percentile mg/MJ t.q. ≤ 0,04 ≤0,06 ≤0,16

ParametroValori massimi mediane

(mg/kg secco) Cd 4Tl 5As 5Co 18Cr 100Cu 500Mn 250Ni 30Pb 240Sb 50V 10

Norma UNI EN 15359

Il potere calorifico inferiore di un fango al 90% di secco e al 70% di SV rispetto ai totali può essere stimato in circa 13 MJ/kg di t.q.

Con una concentrazione di Hg nei fanghi pari a 2 mg/kg di secco la corrispondente concentrazione risulterebbe pari a 0,154 mg/MJ, non conforme perciò al limite fissato.La concentrazione di Ni nei fanghi urbani si colloca prevalentemente nell’intervallo 50-100 mg/kg di

secco. Anche per questo parametro non vi è conformità