一、水解+消化项目数据辨析
在Teesside 的Bran Sands污水处理厂是目前英国最大的污泥干化设施，日处理本厂和外来脱水污泥548吨(以含固率20%核算)，采用天然气作为热源，将其干化至含固率90%以上。基于干化极高的能源成本，业主Northumbrian Water 水务公司于2006年对厌氧处理工艺进行了深入的调研和实验，最终在2007年6将工程总包授予了Aker Solutions公司，建设一座年处理量40000吨干固体的污泥热水解厌氧消化工厂。项目于2009年8月开始调试，2010年1月完成了交付，并基本达到了设计目标。
1投资
新项目沿用了原厂的湿泥储存、输送和部分脱水设施，新建了热水解(CHP)、消化(3个6700立方米罐体)和换热、给热设施。项目总投资3300万英镑①，总包设备款2800万英镑。为便于评价，根据中国银行公布的2007年6月30日汇率(100 英镑 = 1524.55 人民币)，投资总额相当于人民币5.03亿元，以含固率80%计的日吨湿泥单位投资成本91.8万元。以此成本在中国实施(部分物流配套尚不在内)，显然没有什么意义。根据笔者的猜测，类似项目在国内实施，如果要维持一定的供货水平的话，日吨单位投资不会低于50万元。本文就以此假设值进行比较。
2热水解和消化工艺参数
按照工艺供货商的描述，热水解工艺主要由三段构成：浆化—反应—闪蒸，额定工艺温度分别为97—170—102度。闪蒸罐出来的闪蒸汽约102度入浆化罐，将其需要处理的污泥稀释至含固率平均15.9%，此时闪蒸汽可将此料液加热至平均97度。从浆化罐出来的物料进入反应器后，注入压力为0.6 MPa的饱和蒸汽，使之达到平均温度165-175度，保持30分钟。其后反应罐中出来的物质进入闪蒸罐，闪蒸后物料温度102度。该项目来自本厂和外厂的脱水污泥含固率在22-27%，设计值22%，平均25%，经过两次混合稀释，成为平均含固率15.9%的料液进入热水解系统。在热水解过程中，一定比例的有机质被溶解液化，因此离开反应罐的料液平均含固率降低。离开闪蒸罐大约102度的高温物料通过加水的形式，进一步稀释物料至合适的含固率，并通过换热器，将料液降温为40度，进入消化。消化为中温消化，实际消化温度在39-43度之间。冷却所需的冷量由冷却水塔提供。项目的设计水力停留时间平均18天，挥发性有机质含量设计值为75%(投产后实际平均73%，最高79%)，有机质降解率设计值为60%。
3产气及发电参数
仅根据给出的沼气量(45000立方米/日，44000立方米/日)，还无法就沼气量、沼气能量、沼气的甲烷含量等数据进行校核。但多个文献给出的用于与原热干化项目进行对比的高级厌氧系统的能流图，为上述数据的确定提供了可能。水解+消化和发电项目的能流如下：总输入能量为沼气11.5 MW，天然气1.4 MW;输出包括：为高级厌氧系统(ASD)和污泥处理中心(RSTC)提供电耗1.96 MW，为污水处理工艺提供电耗2.74 MW，为热水解THP系统提供热耗3.3 MW，发电机回收热量约2.1 MW，热损失4.9 MW。能流图给出的电耗数据也为进行成本比较提供了依据。
4水解系统热平衡的建立
取水解各步骤的热耗为系统输入热量的2.5%。设闪蒸汽的平均温度较闪蒸罐出口料液温度高10度。各点温度确定，可查取得到新鲜蒸汽焓和闪蒸汽焓;设有机质在水解反应器中的水解率为某值，由此可确定各点的干物质量;将闪蒸罐产生的闪蒸汽量设为x、打入反应罐的新鲜蒸汽量设为y，蒸汽给水温度为z，分别建立浆化、反应、闪蒸单元的热平衡方程，分步联立解出，直至闪蒸罐的物料出口温度校验与设计值相符(102度)。计算结果如下：在设计条件下，有机质水解率35%，新鲜蒸汽量4997 kg/h，闪蒸汽量4160 kg/h，蒸汽给水温度94度(给水的加热可来自发电机热水)。新鲜蒸汽焓恰好与能流图中的数据3.3 MW相符!至此可判断此模型的计算结果与原设计有一定的类似性。为便于理解热水解系统的性能，将其余关键参数列举如下：入水解系统的实际处理量为110 tds/d / 15.9% = 689 t/d。热水解(未再考虑消化保温)所需能量占沼气产生能量的28.7%。水解物质量为28.8 t.VSS/d，水解后的含固率为10.0%。
5消化系统
消化产气量为45000立方米/日，沼气能量为11.5 MW，则沼气热值约为5275 kcal/m3;以CH4摩尔热量计算，沼气的实际甲烷含量大约为55.5%(而非60%或65%)。从有机质降解的甲烷产率考虑，有机质降解60%，意味着降解量为49.3 t.VSSr.d，有机质降解的产甲烷率为0.51 m3/kg.VSSr，这一数值已是文献所见很高的产甲烷量了。消化系统未再考虑保温的热量消耗。根据设计，总消化罐有效容积为20100立方米，平均水力停留时间18天，以水解后的干基81 tds/d计算，消化器允许更低的入口含固率，即7.2%。根据工艺描述，消化器的目标含固率是5-6%，将102度的水解污泥降温至40度，最直接的方法是用水稀释。但稀释并不能保证温度降到允许的设计值，无论如何需要间接换热。从现场图片上显示的多达6排、每排7个冷却水塔看，CHP后的物料冷却是一个重要步骤。按照45000立方米的产气量和20100立方米的池容算，池容产气率为2.2 m3/m3。消化器的有机质负荷为4.1 kg.VSS/m3.d，比设计值5.5 kg.VSS/m3.d②要低。剩余干固体量为2511 kg.DS/d，消化后的干固体量为22000 tds/a。此值也与设计值21000 tds/a接近。消化后脱水含固率为30%，根据该项目(现有带式脱水机，25-30%)的实际运行报告，和其它项目的测试，保证30%以上应无问题。则本项目水解消化后的脱水污泥(30%DS)201吨。
6产电量
根据设计，用于CHP的蒸汽热量的40%来自沼气发电机的余热。CHP的给热量是3.3 MW，则来自沼气发电机的余热为1.32 MW。这意味着其余1.98 MW给热量来自沼气或天然气直接燃烧。以天然气锅炉热效率90%计算，沼气耗量应为8608 m3/d，即2.2 MW。这样，系统输入总热量12.9 MW(沼气11.5+天然气1.4)中，可供沼气发电的热能就只有10.7 MW。以可用能量10.7 MW、发电4.7 MW来考虑，发电热效率需要高达43.9%。如此之高的设计参数，以笔者的了解，国外先进沼气发电机的发电热效率在38-41%之间，超过41%并非不可能，但似乎较难保证。如果CHP需热量40%靠余热回收取得能够实现，那么设计上应该也属于很“理想化”了。
二、参照比较工艺的设计条件
了解热水解+消化的运行成本定位，有必要引入两个其它处置方式以资比较。
1作为参照的干化系统
根据原污泥干化项目的能流图，污泥处理中心的电耗为1.96 MW，蒸发热耗13.14 MW，耗费天然气热量17.47 MW，热损失4.33 MW。将蒸发净热耗13.14 MW除以天然气总能耗17.47，得到锅炉热效率75%。根据欧盟和英国的污泥干化实践，干化污泥含固率一般均为90%以上。以年处理干基污泥量40000吨计，假设入口含固率20%，则干化的蒸发量17757 kg/h，升水蒸发量热耗740 kcal/kg。若取平均入口含固率25%，则干化蒸发量为13191 kg/h，升水蒸发量净热耗为996 kcal/kg。电耗方面，含固率20%时为0.110 kW/kg，率25%时为0.149 kW/kg。笔者以为，这里的天然气锅炉热效率严重偏低(一般在85%以上)，干化净热耗即使对某些耗能工艺也显得偏高，电能则偏离更多。可能是作者为了显示新项目的优越性，不自觉地放大了某些对比数字。因此，本文在比较中将采用两个工程上比较可信的数字来评价热干化：净热耗670 kcal/kg，电耗0.075 kW/kg。投资以含固率20%的湿泥为基准，单位投资25万元/吨˙日。
2作为参照的传统消化系统
为了解高级厌氧系统的投入产出，笔者建了一个CSTR高浓度厌氧消化模型(类似于大连夏家河项目)。工艺取值如下：入消化罐固体浓度10%，消化日数28天，消化温度55度，有机质的消化降解率36.9%。消化罐数量4个，单体有效容积8000立方米。参考环境温度/水温/泥温一律取为10度。有关消化器加热、保温的气候数据选为北京。以同样的有机质产甲烷率来分析，传统消化应可实现有机质降解110 tds/d * 75% * 36.9% = 30.3 t.VSSr/d，产沼气27660 m3/d，池容产气率0.9 m3/m3。就消化系统而言，采用高温消化，将料液从10度升温到55度，所需能量大约为1900000 kcal/h;考虑北京地区冬季极端气温下的保温需要(最大单池66000 kcal/h)，所需能量约2200000 kcal/h。沼气发电机若可回收36.5%的热能(是可保证的)，即可满足消化的给热保温需要。这意味着27660立方米沼气均可用于发电，以发电热效率38.5%考虑(一个较实际的取值)，可实现发电量2720 kW。按照笔者的评估，该消化系统的自用电量约为14.1%。类似消化条件下的污泥脱水含固率可能在22%(离心机，可保证的数据)，则产生脱水污泥量360吨/日。
3用于比较的经济参数
同样的经济参数取值，用于三个不同工艺的比较。主要取值如下：电价0.75元/千瓦;脱盐水制水成本10元/吨;商业天然气热值8500 kcal/m3,天然气价格3.2元/立方米，天然气锅炉热效率90%;燃煤价格800元/吨，热值5000kcal/kg，燃煤锅炉热效率75%;雇员平均年薪4万元，定员人数均为20人(不考虑运行难易和复杂性);年利率5.94%，还款付息期10年，复利计算;维护成本按总投资额计算，系数2.0%(亦不分难易);消化系统脱硫药剂成本按湿泥折算，每吨10元。由于三种工艺最终的产出极为不同，最终处置出路可能极为不同，前景无法预料，应该说各有优势，也各有劣势，难定统一价格。热干化污泥具有一定的热值，去水泥厂处置，零费用给出是有可能的;热水解并消化后的污泥如果没有重金属污染，应该也有土地利用的出路;传统消化由于采用的是高温消化，如无污染，脱水污泥也可实现灭菌和土地利用。但考虑到后两者施用有季节性，含水率仍很高，要实现零成本处置，有较大难度。因此，比较时采用了两种可能：一种是全部零成本处置，一种是各考虑一个比较可能的处置付费。
三、比较
1设计条件下的水解+消化与其它工艺的比较不考虑处置成本时的投入产出如下：
考虑处置成本时的投入产出：
四、污泥条件变化的影响
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，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。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%)、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：
1水解+消化工艺的产气及发电参数
沼气量降为30000立方米/日。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%。水解物质量为19.2 t.VSS/d，水解后的含固率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%。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;消化后的干固体量为28000 tds/a;水解消化后的脱水污泥(30%DS)256吨/日。
2传统消化工艺参数工艺计算结果如下：
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。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%。污泥脱水含固率仍取22%，日产生脱水污泥量406吨。
3水解+消化与其它工艺的比较不考虑处置成本时的投入产出如下：
考虑处置成本时的投入产出：
五、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：
1 技术方面
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：大规模减少消化池容，可缩减为约为原池容的2/3到1/2;有机质降解率可以大幅度提高，从原来的30%+提高到60%;脱水性质得到改善，脱水污泥产量大幅度减少;但有些说法值得商榷：
“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”。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。
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。
“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”。
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。
“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。”。
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。
“传统消化的丝状菌产生的泡沫问题不复存在”。
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。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。
“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。
“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”。
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。
2关于经济性
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：
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;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。
发电补贴价格非常高
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。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!
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。
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。
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。
