利用生物质辅助的自热化学循环从城市固体废物中生产氢气，并结合电力循环和二氧化碳净化技术：技术经济评估

《Energy Conversion and Management-X》：Biomass-assisted autothermal chemical looping hydrogen production from municipal solid waste with integrated power cycles and CO 2 purification: Techno-economic assessment

　　侯赛因·法拉乔拉希|西亚马克·侯赛因普尔
伊朗大不里士萨汉德理工大学机械工程学院

**摘要**
本研究提出了一种化学循环氢生产（CLHP）装置，该装置能够利用50兆瓦时的城市固体废物（MSW）共同产生氢气和电力，并实现二氧化碳的捕获。CLHP系统采用三反应器配置，通常需要氧气载体（OC）的分裂以实现自热运行，但这限制了氢气的产量。通过Aspen Plus过程建模，研究了两种CLHP运行方案：（1）带有OC分裂的自热模式；（2）生物质辅助的自热模式，在该模式下取消了OC分裂，并在空气反应器中燃烧10.62兆瓦时的生物质以补偿热量不足。参数分析确定，为了确保燃料完全转化，蒸汽与MSW的比例为0.14，OC与MSW的比例为16.8。切换到生物质辅助模式后，氢气产量增加了30.76%，整体能源效率从56.59%提高到59.39%，熵效率从52.7%提高到54.74%。投资回收期从3.26年缩短至2.38年，表明生物质辅助模式具有更优越的技术经济性能。

**1. 引言**
废物产生是城市化、经济增长和人口增加的必然结果。随着国家和城市的扩张与发展，需要妥善管理和处理的废物量也在增加。根据世界银行的最新报告，2016年全球城市固体废物（MSW）达到了20.1亿吨，预计到2050年这一数字将上升至34亿吨[1]。MSW管理方案通常包括通过回收进行材料回收、直接填埋或露天倾倒，以及通过废物转化为能源（WtE）技术进行能源回收。最终处置场所的厌氧条件会导致有机废物的分解，从而释放出甲烷，甲烷的全球变暖潜力远高于二氧化碳[2]。WtE工厂通常是焚烧设施，旨在减少废物量、中和有毒成分，并以电力和热能的形式回收能源。这些工厂的主要问题是向大气中排放二氧化碳和二苯并二氧英、二苯并呋喃等有毒化合物[3]。因此，必须在可持续发展的框架内推进替代的WtE技术，以提高资源利用效率、减少环境影响并支持长期的社会经济发展。

化学循环过程作为一种有前景的技术出现，为含碳燃料提供了高效的能量转换途径，并具有低成本的现场二氧化碳捕获能力[4]。化学循环系统基于在两个或三个独立反应器中进行的循环氧化还原反应。两反应器配置——包括燃料反应器（FR）和空气反应器（AR）——被称为化学循环燃烧（CLC）。在FR中，氧气载体（OC）或金属氧化物与燃料反应，将其转化为二氧化碳和水，同时将金属氧化物还原为其基态金属形式。然后在AR中用空气重新氧化还原的金属氧化物[5]。在三反应器化学循环过程中，氧化分为两个阶段：第一阶段在蒸汽反应器（SR）中进行，其中还原的金属氧化物部分被蒸汽氧化，产生作为清洁能源载体的氢气；随后在AR中用空气完全再生金属氧化物。这一过程在文献中被称为化学循环氢生产（CLHP）。氢气生产方法利用了基于铁的氧气载体的独特氧化还原性质和专门的反应器设计[6]。

近年来，越来越多的研究关注CLHP过程将MSW转化为清洁能源的潜力。陈等人[7]评估了从铝土矿残渣中提取的基于铁的OC在固定床反应器系统中的性能，用于塑料废物燃料的CLHP过程。结果表明，由于碳沉积，OC仅有轻微降解。此外，使用这些OC的水分解反应显示出相对较高的反应速率，但并未成为CLHP过程的限速步骤。肖等人[8]结合Aspen Plus模拟和固定床实验，评估了四种基于铁的尖晶石OC用于以聚丙烯为原料的CLHP过程。在实际运行条件下，蒸汽反应器中的氢气产量低于模拟预测值。齐等人[9]使用Aspen Plus模拟了以MSW为原料的CLHP过程，并评估了其产品产量、环境影响和经济性能。反应器模型是在恒温和恒压假设下最小化吉布斯自由能得到的。研究结果表明，生产一吨氢气需要7.40吨原材料。

研究人员越来越关注利用CLHP过程将MSW转化为重整燃料。Hakandai等人[10]开发了一种集成的MSW到氢气系统，结合甲醇合成和联合循环，在4 MPa的化学循环压力下实现了45.4%的最大能源效率。Palone等人[11]提出了一种基于CLHP过程的高密度聚乙烯和水电解联合生产氨和甲醇的工厂设计。在另一项研究[12]中，他们比较了通过上升气流气化和CLHP将MSW转化为替代天然气（SNG）的途径。上升气流气化显示出更高的产量和能源效率，而CLHP由于资本投资减少，平准化成本降低了约22%。陈等人[13]提出了一种基于CLHP的MSW到SNG系统，具有完整的现场二氧化碳管理和双罐氢气缓冲系统，可在可再生能源变化的情况下稳定反应器运行。SNG的平准化成本与化石天然气具有竞争力。

CLHP过程运行中的一个关键挑战是实现循环的自热运行。这一挑战源于反应器中发生的反应的热特性：FR中的反应是吸热的，而SR和AR中的反应是放热的。OC颗粒在这些反应器之间的循环必须维持CLHP循环的热平衡，而无需外部热源。李等人[14]通过过程模拟对基于生物质的CLHP进行了热力学分析，证明实现自热运行需要分离离开FR的OC流。具体来说，一部分还原的OC应绕过SR并导向AR以产生额外的热量。然而，这种方法会导致氢气产量减少。孙等人[15]通过过程建模表明，以40:60的质量比将生物质与废弃物衍生燃料共同送入FR，可以消除OC分裂的需要，从而将燃料到氢气的效率从74.1%提高到77.8%。陈等人[16]提出了一种太阳能辅助的CLHP系统，用于生物质转化，其中由日光反射镜阵列收集的太阳能提供所需的热量，并在无需OC分裂的情况下维持热平衡。与参考系统相比，太阳能辅助配置使氢气产量增加了约13.6%，同时提高了经济性能。

文献综述显示，大多数先前的研究主要集中在将MSW转化为重整燃料上，而氢气和电力的联合生产受到的关注相对较少。此外，只有少数研究探讨了在CLHP循环中实现自热运行时OC分裂的缺点，主要是通过提出在FR中混合燃料或利用太阳能作为OC分裂的替代方案。

在此背景下，本研究提出了一种集成装置，通过将CLHP循环与蒸汽朗肯循环（SRC）、有机朗肯循环（ORC）以及专门的二氧化碳和氢气压缩单元相结合，将MSW转化为氢气和电力。除了全循环集成外，这项工作的主要创新在于用AR中的额外生物质燃烧替代CLHP循环中的OC分裂，作为碳中性热源，实现自热运行并显著提高氢气产量。通过Aspen Plus的详细过程建模进行了技术经济分析，评估了两种运行配置下的工厂性能——有OC分裂和无OC分裂的情况，并评估了关键运行参数的影响。

**2. 系统描述**
所提出工厂的工艺流程图如图1所示，该装置旨在将处理后的MSW转化为纯氢气和电力，且不排放二氧化碳。工厂包括五个主要子系统：CLHP循环、SRC、ORC、二氧化碳压缩单元（CCU）和氢气压缩过程。根据CLHP循环的运行策略，考虑了两种不同的案例研究进行性能评估：
• **案例1**：带有OC分裂的CLHP循环自热运行（阀门2关闭）
• **案例2**：无OC分裂的生物质辅助CLHP循环自热运行（阀门2打开，流7被消除）

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图1. 工厂的工艺流程图。

性能分析是通过Aspen Plus V11进行的过程建模，基于稳态条件下的质量和能量平衡计算。各子系统的详细描述见后续部分。燃料的性质见表1。

**表1. 燃料性质**

| 参数 | MSW [15] | 生物质 [17] |
|------------|---------|---------|
| 近似分析（干基，重量%） | 10.33 | 13.72 |
| 挥发性物质 | 76.34 | 85.00 |
| 灰分 | 13.33 | 1.28 |
| ultimate分析（干基，重量%） | C4 | 1.03 | 46.96 |
| H | 5.56 | 6.86 |
| N | 0.14 | 0.26 |
| O | 38.22 | 44.25 |
| S | 1.42 | 0.21 |
| LHV（干基，kJ/kg） | 18,910 | 17,387 |

**2.1 CLHP循环**
CLHP过程中使用的反应器系统包括三个反应器：FR、SR和AR，每个反应器在化学循环中扮演特定角色。FR配置为逆流移动床反应器，由于气体-固体接触时间延长，提高了固体转化效率。当MSW进入FR时，在高温条件下发生热分解，形成炭和热解气体，主要是二氧化碳、水、一氧化碳和氢气。炭在FR中被H2O/CO2气化，同时注入蒸汽（流64）以强化气化过程。气体物质（CO和H2）随后与OC颗粒发生气体-固体反应，而同时发生的固体-固体反应有助于燃料的氧化。FR中的过程产生还原铁物种，如Fe和FeO（流5）以及主要由二氧化碳和水组成的气体流（流13）。FR中的整体反应路径如下[11]：
(1) MSW → 炭 + 挥发性物质（CO, H2, CO2, H2O等）+ 灰分
(2) Cs + H2O → CO + H2
(3) Cs + CO2 → 2CO
(4) Cs + 3Fe2O3 → 2Fe3O4 + CO
(5) Cs + Fe3O4 → 3FeO + CO
(6) Cs + Fe3O4 → 3FeO + CO
(7) CO + 3Fe2O3 → 2Fe3O4 + CO2
(8) H2 + 3Fe2O3 → 2Fe3O4 + H2O
(9) CO + Fe3O4 → 3FeO + CO2
(10) H2 + Fe3O4 → 3FeO + H2O
(11) CO + Fe3O4 → 3FeO + CO2
(12) H2 + Fe3O4 → Fe + CO2
(13) CO + H2O → CO2 + H2

离开FR的固体流（流5）含有OC和灰分。在进入SR之前，灰分与OC分离。这种分离可以根据两种组分的粒径差异进行。流6分为两部分：一部分导向AR用于产热（流7），另一部分（流8）送入SR。OC分裂比定义为：
(14) OC分裂比 = m7 / m6

SR是一个逆流移动床反应器，通过温和放热的蒸汽-铁反应产生氢气[11]：
(15) H2 + Fe → FeO + H2O
(16) H2O + 3FeO → H2 + Fe3O4

流8的温度高于SR的运行条件。为了维持SR内的所需温度，使用了流化床换热器（FBHE）从流8中回收多余的热量并将其转化为蒸汽。生成的蒸汽（流67）随后在SR中用于氢气生产。

FR中燃料与OC之间的反应是吸热的，导致热量不足，必须通过从AR循环的热OC来补偿。因此，AR必须以高于FR的温度运行。AR是一个快速流化床反应器，以促进固体传输并完成循环。在AR中，来自FR（流7）和SR（流10）的还原OC颗粒用大气空气重新氧化为Fe2O3[11]：
(17) 4Fe3O4 + O2 → 6Fe2O3
该反应释放大量热量，对于维持AR内的所需温度至关重要。较低的OC分裂比会导致更多的固体被导向SR用于产热；然而，这会减少进入AR的固体的化学能和显热能。因此，氧化反应（方程（17）释放的热量可能不足以维持所需的AR温度。如果AR温度低于所需水平，FR将出现热不平衡。因此，必须仔细确定AR温度和OC分裂比，以确保CLHP循环的自热运行。案例2：该案例旨在通过消除OC分解来最大化氢气产量。在这种条件下，CLHP循环不再以自热模式运行，需要外部热源来维持AR的温度。在案例2中，通过移除流7并打开阀门2将生物质（木颗粒）引入AR来修改CLHP循环流程图，生物质在AR中与空气燃烧以补偿热量不足。

2.2. 功率循环：从FR和SR流出的气体流（流13和流51）可作为发电的潜在能源。流13首先通过膨胀机膨胀，然后通过热回收蒸汽发生器（HRSG1），而流51被导向HRSG2以回收其显热。流52随后被送入冷凝换热器，其温度降至35°C。在此过程中，水蒸气通过冷凝从氢气中分离出来，释放的热量用于提高给水的温度。水流（流61）分为三个分支：流62通过 economizer（EC3）和蒸发器（EV1）生成FR所需的气化蒸汽；流65在EC2中加热后导向FBHE，以产生SR所需的蒸汽；流68作为低品位热源，供应给ORC（ORC-EV）的蒸发器进行热能回收。ORC在亚临界条件下运行，使用n-戊烷作为工作流体。HRSG2和EC1的热负荷用于生成SRC所需的蒸汽，SRC是一个配备单台低压冷凝蒸汽涡轮机的亚临界蒸汽循环。

2.3. 气体净化和压缩：为了管道运输，捕获的CO2流必须满足特定的纯度和质量要求。CO2浓度应保持在95%以上，而游离水和SOx物质的含量应分别限制在约500 ppm和100 ppm以内，以防止腐蚀和毒性问题。为了达到这些规格，CO2首先在烟气脱硫（FGD）单元中处理。FGD系统基于湿石灰石强制氧化原理工作，假设SO2去除效率为99%。为了最小化所需体积，CO2以高密度状态输送，可以是液态或超临界相。因此，采用了一个七级CO2压缩链，包括连续的中间冷却压缩、水分去除、CO2液化以及压缩至最终压力110 bar的过程。

6.4. 长距离氢气运输：通过管道运输生成的H2（流54）必须加压至70 bar。因此，考虑了带有冷却和水分去除的单级压缩系统。

6.5. 过程建模：对于CLHP循环的建模，选择了PR-BM状态方程在Aspen plus中进行属性估计，并应用了MIXCINC流类。移动床反应器通过包含五个相互连接的RGIBBS块的多级平衡方法进行建模。对于FR，最初使用RYIELD块根据其最终分析将MSW分解为其组成元素，然后使用平衡模型。由于AR中的化学反应不受热力学约束，因此使用单个RGIBBS块来建模其性能。在CLHP过程的建模中考虑了以下假设：
- 所有反应器均被建模为等温和等压的。
- FR和SR分别保持在900°C和750°C，操作压力为36 atm。
- AR在大气压下运行，并考虑了1150°C的上限温度以防止颗粒聚集。
- MSW的进料量为50 MWth，进入FR时的温度为25°C，含水量为5%。
- 假设进料中的硫和氮在FR中完全转化为SO2和N2。
- 气化剂（流64）的流量基于蒸汽与MSW的质量比为0.2。蒸汽以36 atm的压力和饱和状态进入FR。
- 从AR流出的气体流在空气预热器中冷却至60°C。空气的质量流量被设定以确保AR中还原的OC完全氧化。对于案例2，还考虑了生物质燃烧所需的空气量。
- 假设旋风分离器的效率为100%。
- 忽略了与灰分分离过程相关的能量损失。
- FBHE产生36 atm的饱和蒸汽。流67的流量被调节以实现Fe/FeO在SR中的完全转化。

6.6. 案例1：调整了AR的温度、OC分解比例以及流66的温度，以实现FR、AR和SR的绝热运行（零净热负荷）。在案例2中，OC分解比例被生物质流量替代作为设计变量。
- 氧载体由66.2 wt%的Fe2O3和33.8 wt%的SiC作为支撑材料组成。所需OC的量可以如下估算：完全转化1 kg固体燃料为CO2和H2O所需的氧摩尔数为：
(18) Ωfuel = 2CMC + 0.5MHM - OMO + 2SMS
其中[i]表示燃料最终分析中元素i的质量分数，Mi表示元素i的原子质量。根据公式（18），大约需要71 mol的氧来完全转化1 kg的MSW在FR中。如前所述，Fe2O3可以在FR中完全还原为FeO或Fe。如果Fe2O3完全还原为FeO，则每摩尔Fe2O3释放一摩尔氧。因此，需要71 mol的Fe2O3来提供MSW转化所需的氧，相当于11.33 kg的Fe2O3。如果完全还原为Fe，则每摩尔Fe2O3释放三摩尔氧，从而减少了所需的OC量。由于在给定条件下FeO是主要还原产物，OC与MSW的质量比可以初步估算为11.33 / 0.662 ≈ 17.11。反应器系统的详细信息总结在表2中。

表2. 反应器系统详细信息。

6.7. 功率循环的模拟：对于功率循环的模拟，使用了NBS Steam属性方法处理水/蒸汽流，而对于气体过程和ORC则应用了PR-BM方法。功率循环的操作参数在表3中给出。在设计循环时考虑了以下假设：
- SRC中的蒸汽质量流量假设气体流在两个HRSG单元的出口处冷却至其露点温度以上10°C。
- 流60的质量流量被指定为其温度达到流52的露点温度以下10°C。
- ORC的工作流体质量流量是通过在ORC-EV中施加10°C的夹点温差来获得的。

6.8. FGD的模拟：基于总反应（公式（19）使用RStoic块进行FGD的模拟。操作条件、所需的液气比、Ca/S摩尔比、空气和水流量以及功耗根据参考文献[26]进行估算。

6.9. 压缩单元的运行参数：表4列出了压缩单元的运行参数。

6.10. 总体热力学性能评估：使用能量和熵效率评估了所提出工厂的总体热力学性能。总体能量效率计算如下：
(20) ηe = m?H2LHVH2 + W?netm?fuel,in
其中m?fuel,in和m?H2分别是输入燃料和产生的氢气的质量流量。W?net表示净输出功率，计算如下：
(21) W?net = W?Exp + W?SRC,net + W?ORC,net - W?FW,Pump - W?CCU - W?HCU - W?FGD
W?Exp是膨胀机产生的功率。W?net,SRC和W?net,ORC分别代表SRC和ORC的净功率输出。W?FW,Pump, W?CCU, W?HCU和W?FGD分别对应于给水泵、CO2压缩单元、氢气压缩单元和FGD的功耗。

6.11. 经济可行性分析：使用净现值（NPV）和回收期（PBP）作为主要评估标准分析了工厂的经济可行性。NPV反映了项目生命周期内未来现金流的现值，计算如下：
(26) NPV = -TCI - AOC × (P/A,i%,n) + AI × (P/A,i%,n)
其中TCI、AOC和AI分别表示总投资、年运营成本和年收入。(P/A, i%, n)是将年度现金流转换为现值的现值因子。

6.12. 结果和讨论：CLHP过程的详细信息在附录A中提供，而功率循环和压缩单元的验证已在之前的工作中完成[17],[24]。

6.13. 技术分析：本节分析了定义案例的过程建模结果。图2展示了注入FR的气化蒸汽对炭气化的影响。如图所示，增加蒸汽与MSW的质量比可以减少离开FR的固体碳流量，在比值为0.14时达到零，表明FR内的固体碳完全气化。因此，蒸汽与MSW的初始比值从0.20修正为0.14，并随后研究了OC循环速率对合成气燃烧和AR温度的影响。如图3所示，增加OC与MSW的质量比可以减少离开FR的未燃烧气体的摩尔分数。需要大于16的值以确保CO的完全燃烧。此外，较低的OC与MSW的质量比会降低OC循环速率，从而提高AR的温度。为了将再生器（AR）的温度保持在允许的范围内，考虑了OC与MSW的质量比为16.8，相应的AR温度为1149.6°C。下载：下载高分辨率图片（66KB）下载：下载全尺寸图片

图2. 蒸汽与MSW质量比对FR出口处固体碳流量的影响。下载：下载高分辨率图片（91KB）下载：下载全尺寸图片

图3. OC与MSW质量比对FR出口处CO摩尔分数以及AR温度的影响。

在案例1中，为了满足AR的热平衡，OC分解比被确定为0.235。在SR中需要3.22 kg/s的蒸汽流量，从而产生1.605 kg/s的富含氢的气体流，纯度为56.49%。该气体流随后在HRSG2中冷却至209°C，经过水冷凝和压缩后，获得了0.2048 kg/s的氢气，最终纯度为99.93%。氢气压缩机消耗243 kW的功率。通过FR出口气体的膨胀，膨胀机产生了4173.6 kW的功率，而气体流的剩余热能通过在HRSG1中冷却至97°C来回收。所提出的SRC中的蒸汽流量计算为1.593 kg/s，净功率输出为996 kW。给水质量流量确定为6.4 kg/s，在冷凝换热器中加热至188°C。分离后，2.79 kg/s的该气体流被导向ORC-EV进行低品位热回收。ORC-EV的运行压力通过参数分析确定，如图4所示。随着运行压力的降低，蒸发器温度下降，从而提高了发电的热回收率。然而，超过某个阈值后，增加的工作流体流量带来的积极效果被涡轮压比的降低所抵消，导致输出功率下降。最佳运行压力确定为8巴，相应的涡轮入口温度为113.8°C，在此条件下，ORC的净功率输出为165.7 kW。CCU消耗1300.7 kW的功率，并提供4.1 kg/s的纯度为96.95%的液态CO2。该工厂的净电力输出约为3719 kW，整体能源效率计算为56.59%。

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图4. 蒸发器压力对ORC净输出功率的影响。

在案例2中，含水量为5.34%的生物质以0.6108 kg/s的质量流量引入AR，相应的输入热能为10.62 MWth。取消OC分解使OC流入SR的流量增加了约10.26 kg/s。在这些条件下，向SR供应4.23 kg/s的蒸汽，产生0.2678 kg/s的氢气，纯度为99.93%，相对于案例1增加了30.76%。由于SR出口气体流量的增加，SRC和ORC的净输出功率分别增加了17.27%和35.4%。然而，氢气压缩的功率需求也上升到了317.18 kW。该工厂的整体能源效率计算为59.39%，相对于案例1提高了2.8%。由于生物质在AR中的燃烧，案例2中有大约0.995 kg/s的CO2释放到大气中，降低了整体碳捕获效率至80%。技术分析结果的总结在表7中给出。所有工艺流体的详细热力学和组成性质在附录B中提供。该工厂的Aspen plus工艺流程图也在附录B中提供。

表7. 技术分析结果总结。

参数 | 案例1 | 案例2
---------|---------|
输入MSW的热能（kW） | 50,000 | 50,000 |
输入生物质的热能（kW） | 0 | 10,620 |
氢气产量（kg/s） | 0.2048 | 0.2678 |
膨胀机产生的功率（kW） | 4173.6 | 4173.6 |
SRC的净输出功率（kW） | 996 | 1167.9 |
ORC的净输出功率（kW） | 165.7 | 226.4 |
给水泵消耗的功率（kW） | 32.96 | 43.36 |
CCU消耗的功率（kW） | 1300.7 | 1300.7 |
氢气压缩机消耗的功率（kW） | 243 | 317.18 |
FGD消耗的功率（kW） | 40 | 40 |
净输出功率（kW） | 3718.6 | 386.7 |
整体能源效率（%） | 56.59 | 59.39 |
整体熵效率（%） | 52.75 | 54.74 |
MSW转化产生的CO2排放（kg/s） | 0 | 0 |
生物质燃烧产生的CO2排放（kg/s） | -0.995 | -

表8. 所提出工厂与先前报道的MSW燃料CLHP系统的热力学性能比较。结果表明，本研究获得的整体能源效率高于大多数文献值，特别是与参考文献[15]中报告的值相当。在参考文献[15]中，假设原料被预热到接近FR的温度，这可能不切实际。这种假设导致AR温度降低，减少了OC分解的需求，从而提高了报告的能源和熵效率。

表8. 热力学性能比较。

经济分析

案例1的TCI估计约为4992万美元，而案例2的TCI由于设备成本增加而增加了4.55%。两种情况的主要子系统的投资成本在图5中展示。膨胀机是最大的成本组成部分，其次是CCU和FGD系统。由于MSW输入到FR的量保持不变，因此这些单元的成本在两种情况下保持一致，导致出口气体流量不变。然而，由于氢气产量增加和更多的发电热回收，案例2中其他子系统的成本有所增加。

图5. 案例1和案例2的主要子系统成本。

图6展示了两种情况下的AOC分解。燃料成本是AOC的最大贡献者，在案例2中由于AR中额外燃烧生物质而更高。案例2的总AOC约为每年1785万美元，相对于案例1增加了15.06%，主要是由于燃料消耗、氢气运输、维护和补充水的费用增加。

图6. 案例1和案例2的AOC分解。

案例2的AI比案例1高27.8%，主要是由于氢气销售的收入增加。因此，尽管资本和运营成本较高，案例2的NPV比案例1高出50.8%。PBP分别为案例1的3.258年和案例2的2.375年，反映了该工厂的强劲经济表现，其设计寿命为25年。案例2显示出更好的盈利能力，较短的回收期表明投资回收期得到增强。工厂的经济性能总结在表9中提供。

表9. 经济分析总体结果。

参数 | 案例1 | 案例2 |
---------|---------|
TCI（百万美元） | 49.91 | 181.52 |
AOC（每年百万美元） | 15.51 | 217.84 |
AI（每年百万美元） | 33.50 | 87.42 |
NPV（百万美元） | 142.31 | 146.10 |
PBP（年） | 3.258 | 2.375 |

图7显示了氢气售价对工厂整体经济性能的显著影响。即使在氢气售价下降44%——降至每吨约3070美元时，工厂仍然具有经济可行性。

图8展示了电价对工厂经济性能的影响。由于氢气是工厂的主要产品，电价波动对两种情况下的PBP影响有限。

图9展示了MSW价格对工厂经济性能的影响。如图所示，MSW价格的增加对案例1的PBP影响更大，因为其年收入较低。尽管MSW价格上升了100%，PBP仍然可以接受。

图10展示了生物质价格对案例2经济性能的影响。由于生物质仅占工厂输入热能的17.52%，并且用于补偿AR中的热亏缺，因此生物质价格的变化对PBP和NPV的影响较小。

7. 结论

本研究提出并评估了一种基于CLHP的工厂设计，该工厂从MSW中同时生成氢气和电力，并捕获CO2，重点在于最大化氢气产量。该系统集成了加压CLHP循环、膨胀机、蒸汽SRC、ORC以及专用的CO2和H2压缩单元。通过工艺建模研究了两种运行模式：案例1代表自热运行，通过OC分解来满足AR的热平衡；案例2代表生物质辅助的自热运行，在这种情况下取消了OC分解，并通过AR中额外的生物质燃烧来补偿热亏缺。主要发现总结如下：
- 对FR的参数分析表明，为了完全转化碳，所需的最低蒸汽与MSW的质量比为0.14，而OC与MSW的质量比为16.8可以确保足够的OC循环率以实现完全的合成气转化，并将AR温度保持在允许范围内。
- 在案例1中，当MSW输入到FR的热能为50 MWth时，OC分解比为0.235，产生0.2048 kg/s的氢气和约3.72 MW的净功率，相应的整体能源效率为56.59%，熵效率为52.7%。
- 在案例2中，向AR额外输入了相当于10.62 MWth的生物质。取消OC分解并增加SR中的OC流量使氢气产量相对于案例1增加了约30.76%。由于SR流量增加带来的热回收增强，净输出功率上升至3.87 MW，因此整体能源效率提高到59.39%，相对于案例1增加了2.8%。熵效率也增加了2.04%。
- 技术经济分析确认了工厂的强劲经济表现，同时案例2的回收期更短（2.38年对比3.26年），并且在广泛的氢气售价范围内仍然具有经济可行性。

Hossein Farajollahi的贡献声明：
- 撰写 – 审稿与编辑、撰写 – 原稿、验证、软件、方法论、概念化。
- Siamak Hossainpour：
- 撰写 – 审稿与编辑、监督、方法论。