六、讨论

笔者采用不同经济参数进行了一系列试算，现对热水解+消化的技术和经济成本方面的一些问题提出讨论：
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1、技术方面


, f/ A2 F% N' V' h8 n与传统消化相比，热水解+消化工艺在一定程度上可改进传统消化的效果，几个商业上的说法基本可以得到证实：

1） 大规模减少消化池容，可缩减为约为原池容的2/3到1/2；

5 j$ i# Y* G; g8 M2） 有机质降解率可以大幅度提高，从原来的30%+提高到60%；

% m6 v$ p5 [4 K: g3 @0 g! ]3） 脱水性质得到改善，脱水污泥产量大幅度减少；
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; \+ z$ @" j# H2 c8 a但有些说法④值得商榷：

1）“由于系统的能效高，产生的能量（以沼气的形式）比工艺系统消耗的能量多很多（系统有余能出售）。发电机的余热能够产生大部分的THP工艺需要的蒸汽的热量”。

% [; e& c) z  V- ]2 j从沼气发电自用电量看，设计条件下（挥发性有机质75%），高浓度传统消化可达到自用电率15%以下，而热水解+消化工艺在25%以上。
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. d. b" P+ M. T: H" O, ~. h9 O热量方面，如果说发电机余热能满足CHP热量的大部分，就是说应该超过50%，这一点前面已经讨论过，40%来自发电机余热的说法实现起来恐怕都是有困难的。
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2 n  J) _- |3 f; Z0 u( ^2 n9 T) r$ Y2）“电能的需求很少，只是用于各类泵的运行。采用THP预处理大幅度减少了消化池容，从而降低了消化池的混合搅拌的水泵的电耗。节约的电耗超过THP预处理所需的电耗”。
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. f* F! X0 T( i. p1 l9 Q7 _2 j% V" \从消化池的搅拌电耗看，节约了消化池容积，是有节电效能，但是CHP是在高压下运行的，各类用于物料搬运、控制、热源和冷源的泵送的电耗，相比于传统消化会有很大增加，从Bran Sands实例看，吨处理量的电耗高达85.6 kW（1.96 MW*24*1000/548 t/d），而传统消化在20 kW以下，所谓电耗节约的说法亟需证实。

3） “厌氧消化池的有机负荷和水力负荷高得多，消化工艺很稳定。THP工艺使污泥的粘稠度降低，消化池的固体投配含固率高达8-12% , 是传统消化工艺的两倍。消化速率也大为提高，水力停留时间缩短到12-15天。所以，消化池的消化能力提高2-3倍。通常增加的THP工艺部分的投资与节约的消化池容的投资相当，并且还可以减少占地和提高消化性能。”。
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# C, a% l/ `/ f3 D从实例看，固体投配量低于这里所说的8-12%，传统消化也并非一定低于4-5%，这是一个比较对象的选择问题。消化速率以18天来设计，对比传统消化工艺的时间按28天考虑，在投资方面相反是传统消化占尽优势（基于笔者假设的热水解-消化项目完整投资50万元/吨日）。在设计条件下，热水解-消化工艺的投资必须降低到35万元以下，方能与传统消化的成本持平。

4）“传统消化的丝状菌产生的泡沫问题不复存在”。
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泡沫问题不但仍然存在，而且还很严重，恰恰是Bran Sands厂未能解决的问题之一③。是否通过热水解杀灭丝状菌就可彻底避免泡沫，这一说法值得怀疑。

5）“采用THP 后的消化稳定的产物（消化剩余污泥）是无菌的固体， 因为污泥在155-165摄氏度下处理了30分钟， 所有的病原菌都被杀灭。无需进一步的干化来杀灭病原菌。 最终产品无臭无味，和土相似，满足巴氏消毒的A级产品要求。可以用作肥料和土壤改良”。

采用55度高温消化，同样可实现灭菌。这一点两者区别其实不大。
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6）“沼气中硫化氢含量低，不需要脱硫就可以进入后续的热电联产设备”。
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: b2 X/ ^& I) {, C- V% b" d3 X这一点有待证实。青岛麦岛项目通过投加三氯化铁，也同样做到这一点。
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+ l; {3 ]3 |3 Z7 J3 G& P4 T1 V9 S2、关于经济性
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从试算的结果看，笔者以为，要成功应用热水解消化技术，应该有几个前提：
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; n- J% b0 X6 R0 {. G1）消化后污泥的处置费高

只有这样，才能凸显热水解+消化改善脱水性质、降低最终处置量的优势，也因此才能获得相比于传统消化的经济性；

3 x1 Q; A% s3 B/ I: R5 d这一点非常重要，因为从直接运行费看，能够改变热水解与传统消化成本关系的，除了热水解的投资必须大幅降低外，只有最终处置费。
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' @1 ]1 R6 g( g+ e* Z) s2）发电补贴价格非常高
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" c+ ~- j; ]( [, E- p惟其如此，才能凸显多产沼气、多发电的优势；设计条件下，如果电费提高为2.1元/度，热水解+消化的经营成本就会为正数。
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这一点对于理解英国业主的选择很关键，要知道欧盟的厌氧发电电费补贴+上网电价可是国内的数倍！
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6 v9 u! W6 o) S' E1 g, h% b1 O3）污泥的挥发性有机质含量高

有机质低，整体热水解+消化工艺的效能提升就有限，与其它工艺比，优势将不明显。如果投资仅为一半（甚至更低）的热干化与工艺如此复杂的热水解+消化具有同样的经营成本的话，客户显然不会投资后者。
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! I) x2 f! J7 u7 C5 ?4 Z7 r在英国Bran Sands项目上，采用的是天然气，且干化成本被严重高估，因此没有发电产出的原热干化项目就显得十分昂贵。在国内，热能价格水平一般是以燃煤来统计的，水泥厂干化处置、电厂混烧甚至焚烧炉混烧其实都是以燃煤热能价格为基准的，在此价格水平上，在国内实现热水解+消化项目，亟需大幅度降低投资，使之比燃煤为热源的热干化更具优势才行。

) i5 q. ^1 y5 k: K$ s1 r# K笔者以为，在污泥有机质含量低、污泥受重金属污染、土地利用出路难保证、发电补贴有限、最终填埋处置费低的项目条件下，热水解+消化工艺与传统消化相比似乎没有什么优势，当然，这是指高浓度消化而言的，低浓度消化可能另当别论。
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3、水解+消化与其它工艺的比较
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* d7 @. R  P2 l' ]: Z不考虑处置成本时的投入产出如下：
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6 ]- U0 r+ G! [* ]+ G+ D

	单位	水解+消化	传统消化	燃气热干化	燃煤热干化
单位投资	万元/吨日	50	35	25	25
需最终处置量	吨/日	256	406	122	122
含固率	%	30%	22%	90%	90%
单位处置成本	元/吨	0	0	0	0
发电产出	元/吨	90	47	0	0
直接成本	元/吨	118	35	276	161
折旧财务费用	元/吨	175	123	88	88
综合处置成本	元/吨	-203	-110	-364	-249

5 I) [: o' Q0 u& a- b$ w# E7 V. k考虑处置成本时的投入产出：

	单位	水解+消化	传统消化	燃气热干化	燃煤热干化
单位投资	万元/吨日	50	35	25	25
需最终处置量	吨/日	256	406	122	122
含固率	%	30%	22%	90%	90%
单位处置成本	元/吨	150	200	100	100
发电产出	元/吨	90	47	0	0
直接成本	元/吨	188	183	298	183
折旧财务费用	元/吨	175	123	88	88
综合处置成本	元/吨	-273	-259	-386	-271

考虑处置成本时的投入产出：

	单位	水解+厌氧	传统厌氧	燃气热干化	燃煤热干化
单位投资	万元/吨日	50	35	25	25
需最终处置量	吨/日	201	360	122	122
含固率	%	30%	22%	90%	90%
单位处置成本	元/吨	150	200	100	100
发电产出	元/吨	90	77	0	0
直接成本	元/吨	119	166	298	183
折旧财务费用	元/吨	175	123	88	88
综合处置成本	元/吨	-204	-212	-386	-271

五、污泥条件变化的影响
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, }2 Z* h6 y( U9 o6 S' a' i! ~众所周知，有机质低、含沙量高，是国内污泥厌氧消化的两个瓶颈。对此瓶颈，热水解工艺也不例外。有的业者已就此问题进行了初步研究⑧，其方法为增加一个除砂工艺，具体效能如何，尚未见工程证实。

0 N1 b9 d- o* P将前述设计条件中的有机质含量75%改为50%，保持同样的有机质降解率（见业者的实验研究，实际是不可能的，50%有机质含量的污泥，除砂后有机质降解率从46%可提升为53%，到不了60%⑧）、水解率、有机质降解产甲烷率，主要运行参数的计算结果如下：
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, v  y* R9 W4 d" V1、水解+消化工艺的产气及发电参数
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沼气量降为30000立方米/日。
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沼气输入能量降为7.66 MW，设为维持原产电能力，以天然气补充，则天然气能量输入5.24 MW。

有机质水解率35%，新鲜蒸汽量4842 kg/h，闪蒸汽量4141 kg/h，蒸汽给水温度维持94度，新鲜蒸汽焓为3.2 MW。

热水解（未再考虑消化保温）所需能量占沼气产生能量的41.7%。
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水解物质量为19.2 t.VSS/d，水解后的含固率为11.2%。

有机质降解率60%，意味着降解量为32.9 t.VSSr.d，以水解后的干基90.4 tds/d计算，消化器允许的入口含固率8.1%。

+ l: u6 i% r* J  s1 I  e按照30000立方米的产气量和20100立方米的池容算，池容产气率降为1.5 m3/m3。

消化器的有机质负荷为2.7 kg.VSS/m3.d；
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消化后的干固体量为28000 tds/a；
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2 r4 D( v% W: s  y水解消化后的脱水污泥（30%DS）256吨/日。

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2、传统消化工艺参数
- z& V, H" N4 d% d0 V! [
! X2 Q" J4 F% a7 ~$ p$ I工艺计算结果如下：
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- g- `+ b! W( |1 t+ y/ \可实现有机质降解110 tds/d * 50% * 36.9% = 20.2 t.VSSr/d，产沼气18440 m3/d，池容产气率0.6 m3/m3。
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* w4 T6 h+ u' b* v& w3 y4 J" N; N# k为保证消化罐加热和保温，发电量降为1200 kWh，消化系统的自用电量上升为32%。
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污泥脱水含固率仍取22%，日产生脱水污泥量406吨。

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