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谁有泥客庄主的被删帖啊

(转)泥客庄主博客于2010年11月7日在新浪博客上首发，开篇不足百日，已有个别篇目被删，为此博主颇感失落。在博友建议下，特在此开辟新的空间，将所有旧文备份在这里，今后的新文也将在此首发。







2011年2月11日 星期五 中温带式干化核心工艺参数的推断与选型建议


带式干化是 2002 年以后才开始“流行”的技术，原因是欧盟 ATEX 法规将于 2003 年 7 月 1 日生效。欧洲委员会 94 年 3 月 23 日颁布的“潜在爆炸环境用的设备及保护系统” (94 ／ 9 ／ EC) 指令对污泥干化提出了严格的防爆要求，这使当时居于世界干化主流地位的高温干化工艺，如转鼓、气流、圆盘干燥等一时陷入了困境。由于市场的这一“真空”状态，也因
“低温干化安全、不会产生爆炸”的响亮口号，带式工艺得到了一批期望“避免防爆安全问题”的用户青睐，逐渐成为污泥干化的主流工艺之一。而在此之前，尽管也有一定数量的装机，但都是在一些蒸发量不足 1000 kg/h 的很小项目上。

带式工艺在国内的推广也始于 2003 年。在过去的 8 年时间里，这种工艺参与了国内众多项目的投标和方案提供，并建立了首批项目，如 Huber Klein 深南电 400 吨市政污泥干化， Sevar 镇海炼化 24 吨生物污泥干化等。这些项目的运行状态一直只有一些耳闻，未见公开的真实报道。笔者曾试对深南电低温带式干化项目进行过分析，这里则主要讨论其“主流”，即中温带式干化技术。
笔者搜集了至少 8 个国内外带式干化的全套技术方案，分别来自三家不同的公司，最突出的一个印象是，国内项目的方案均极不完整，特别是缺少热工方面的信息。这可能是厂家出于保密或竞争的考虑，故意遗漏和缺项吧。
从技术观点看，带式干化在工艺气路分配、气量构成比例、内部废热回收（以降低热耗）等方面的不同做法，使这种看似简单的工艺变得十分复杂，这就形成了只有带式方案才有的现象：不给热工数据，或者只给一个理论图表，如 Huber Klein 的“特征区参数控制图” (Kennfeldsteurung) ，这是一份空气相对湿度与热量消耗的理论关系图，没什么实际意义。
带式工艺属于纯粹的对流换热，理论计算似乎应该不难，只要给出各个工艺点的典型温度，即可了解工艺性能的全貌。但笔者发现，除了个别国外项目，所有厂商都避免给出工艺点的状态和取值，即使按照标书要求必须提供热平衡的，也都冒着失分的风险，坚决不予提供，勉强提供的也是有名无实，所有关键的过程量全部抹去。
从商业角度看，这种保密措施无可厚非，但在技术层面上说，这一现象只在带式工艺上比较突出，让人觉得十分很难理解，它们似乎都在刻意隐藏些什么。
本文的目的就是深入探讨一下中温带式干化在工艺上的特征，以了解它试图隐藏的那些小小的“秘密”都是些什么。


一、带式干燥机简介


粗略统计，提供带式污泥干化的厂家有很多，国外厂商就有：奥地利 Andtriz 、德国 Huber- Klein 、德国 Sevar 、德国 Dornier 、德国 Stela 、德国 Siemens 、英国 Euroby 、丹麦 Veolia Kruger 、西班牙 STC 、瑞士 SwissCombi 、瑞士 Watropur 、瑞士 Degremont Innoplana 等。

就技术而言，这些公司提供的内容大体相同，只在一些细节上有区别，如：①有无干泥返混或挤压造粒；②工艺气体温度；③换热器内置或外置；④网带材质、带宽、层数等；
在干泥返混方面，有的厂商完全是依赖这种方法获得孔隙率的，如 Andritz 的 Strasburg 项目，但返混也带来粉尘多的弊病；有的则需要返混少量干泥，粉碎后添加到湿泥中，使平均含固率达到 25% 以上，才能挤压面条，如 Sevar 的镇海项目，这种方法也存在粉尘问题，但如果污泥含沙量高的话，面条机模板的磨蚀会更为突出；有的则坚称含固率 18-25% 的湿泥可直接挤压造粒，如 Huber Klein, 但恰恰在深南电项目上，就是面条成型遇到了问题，导致项目迟迟不能投产。
在工艺气体温度方面，所有厂商给出的温度都在 110-150 度之间。 Huber Klein 是以低温干化为标榜的，工艺气体温度仅 60-90 度，在中温应用时温度有 130 的，也有 150 度的，甚至同一项目上还有采用两个温度的，因为温度会影响产能； Sevar 的温区为 110-140 度，在干燥器内置换热器时，各段温度设置还不同； Andritz 采用外置换热器，工艺气体温度 130-140 度，采用高温热水的项目则为 110 度。
在网带材质方面，主要有不锈钢和尼龙两种，一般不锈钢网带上可带有网孔，而尼龙网带似乎很难做到这一点。孔的有无应该对透气性有一定影响，造价应该也有很大的不同。
带式机一般以定长的单箱体作为一个模块，在长度方向上可以进行“无限”扩展， Huber 的标准模块长度为 4 米，宽为 2-3 米； Sevar 的则长为 2 米，宽 2-3 米，单线总长可达 20-30 米。可能是出于运输的考虑，干燥机宽度或长度的某一侧会保持在 2.4 米以下。 Andritz 在国外则大力推荐水泥结构，这样用钢量会大为减少。
关于干燥器的高度， Andritz 蒸发量在 4000 kg/h 以上的大型设备仍为两层网带， Sevar 也仅采用两层网带，箱体高度 2.5 米，只有 Huber 号称可以做到 4 层， 4 层的高度为 5.9 米，事实上这是两台干燥器叠在了一起，每台环风风机都还只负责一个模块内的两层网带。总之，带式机的模块式扩展能力是其它干燥器所难以比拟的。
在气体输送方面，大型项目会产生超大气量，一条每天处理 100 吨的干化线，如果采用 110 度的工艺气体温度，气量可能超过 20 万立方米 / 小时，如此大的气量如果采用单根管线输送，一定会有不小的压损，但带式机不一定非要做到一个入口和一个出口，它可以形成多入口和多出口的“蜈蚣状”布置，这样在气体压力、管径、流速方面均容易适应扩展的需要。
在机械方面，带式干燥器本身只有很小的动能支出，维持输送带的移动只需几台很小的电机。其主要电耗在实现气体输送的大小风机方面。环流风机的数量随模块数变化，此外还有用于外回路的引风机 2-3 台。
要了解带式干化工艺，实际上就是分析它的气体物料平衡和热平衡。同其它干化工艺一样，工艺的优缺点都与其机械形式密切相关。


二、带式干化工艺的热平衡

为了解这种工艺，需建立一个能够反映目前带式工艺完整概念的计算模型，即：离开干燥器的废气一部分能够直接循环，一部分冷凝，但冷凝前需进行废热回收，用以预热冷凝后的再循环气体；此外，还要考虑一部分环境空气用于干化后产品的冷却及漏风，以补充经冷凝排放的气体量。上述几种气量的分配构成应可设置不同的比例，以反映不同厂家、不同项目、不同参数条件下的特定做法。
笔者以 Andritz 欧洲某项目上给出的热平衡图为基础，增加了废气冷凝前预热的回路（ Andritz 似乎不做废热回收）。该项目的已知条件如下：
总工艺气体量 (76570 Nm3/h) 、用于颗粒冷却的环境空气量 (7647 Bm3/h) 、冷凝后循环空气量 (10000 Bm3/h) 、冷凝空气量 (23329 Bm3/h) 、冷凝后排放空气量 (8664 Bm3/h) ；额定干燥气体温度 130 度、环境温度 25 度、相对湿度 60% 、干燥器出口气体温度 79 度、气体含湿量 126 g/kg 、冷凝后温度 40 度（饱和）。系统蒸发量 (1747 kg/h) ，热能消耗 5527.6 MJ/h ，污泥从含固率 25% 干燥至 90% ；未给出系统的辐射热损失、直接循环气体量等。
热平衡图给出的三个主要气体分配量不是标立米，但已知三种气体的含湿量，可根据气体的湿比容，反推干空气量，得到气体量为：用于颗粒冷却的环境空气量 (6997 Nm3/h) 、冷凝后循环空气量 (8091 Nm3/h) 、冷凝空气量 (15051 Nm3/h) 、冷凝后排放空气量 (7010 Nm3/h) ；已知总气量 76570 Nm3/h ，则直接循环量 61519 Nm3/h ，由此得到几个关键气体量的分配比例，即直接循环气体量占工艺总气量的 80.3% ，冷凝后再循环量占 10.6% ，排放量占 9.1% 。气量分配比例是后面建立气体物料平衡时工艺取值的依据。
将整个干燥回路视为一个封闭系，以 1 公斤干空气量为基准，逐个建立各个参考点的气体状态方程，按顺序包括①直接循环气体；②冷凝循环气体，自干燥器出口、气体预热器（高温侧）、气体冷凝器、气体预热器（低温侧）；③冷凝后排放气体；④循环气体加热，即第①和②项合并后气体再加热；⑤环境气体，直接入干燥器。
在各点气体量、含湿量、温度已知的条件下，即可根据工艺流程，联立各方程，校核系统的热平衡。但笔者发现，尽管热平衡图给出了干燥器出口含湿量 0.126 kg/kg 的数值，如果采用工艺温度 130 度，热平衡的收入支出偏差很大，特别是第②项冷凝后循环的气体。从该数值为整数这一点来看，这份热平衡显然也是被“修饰”过的。
基于此，笔者换了一种思路来解题，即假设干燥器出口的工艺气体含湿量未知，通过建立各点关系的热平衡，反推干燥器出口的含湿量，最后得到可反映干燥推动力的状态参数——相对湿度。至少从热平衡角度看，这样是能做平的。至于做平后的结果，则正是我们要讨论的对象。
根据上述方法建立模型后，采用原方案给出的数据进行校验，结果如下 ( 考虑了 2.5% 的热损失 ) ：

工艺温度	单位	原方案	130 度	偏差	128 度	偏差	126 度	偏差
工艺气体量	Nm3/h	76570	68440	10.6%	72050	5.9%	76230	0.4%
冷却用环境风量	m3/h	7647	6970	8.9%	7330	4.1%	7760	-1.5%
排放引风量	m3/h	8664	7740	10.7%	8150	5.9%	8620	0.5%
冷凝循环引风量	m3/h	10000	9340	6.6%	9830	1.7%	10400	-4.0%
冷凝引风量	m3/h	23329	21070	9.7%	22030	5.6%	23140	0.8%
实际干空气量	kg/kg	56.7	50.7	10.7%	53.3	6.0%	56.4	0.5%
出口相对湿度	％		39.0%		37.8%		36.5%
实际净热耗	kcal/kg	755.721	740.6	2.0%	746.6	1.2%	753.8	0.3%
总热耗	MJ/h	5527.6	5417.0	2.0%	5460.8	1.2%	5513.3	0.3%
含湿量	kg/kg	0.126	0.132	-4.7%	0.127	-0.7%	0.122	3.4%
露点温度	°C		57.501		56.824		56.088

假设干燥器出口温度 130 度，此时根据给定的气量分配比例，总热耗的契合度较好，但气量总体偏差较大，含湿量偏差也不小；温度设为 128 度时，含湿量契合度最佳，但气量仍有一定幅度的偏差；温度设为 126 度时，气量的契合度最好，除了冷凝循环引风量外（即方案中被取整的那一项），出口含湿量也有一定偏差。
可以看出，工艺温度越高，维持较高的直接循环气量（ 80.3% ），将造成回路内蒸汽浓度高，即含湿量高，也即出口相对湿度高，但这可能意味着干燥推动力降低，同时气体循环量降低。
笔者以为，对于干燥来说，升水蒸发量所耗用的干空气量应该是主导性因素。因此，就热平衡图给出的信息而言，较为可能的是其实际计算温度低于 130 度，气量数据（除冷凝循环引风量外）更有参考意义。对气量分配不加调整的模型验算得到了偏差在± 2% 的结果，凭这一点应可确认模型基本可用。


三、带式工艺的基本参数与取值

污泥干化就是通过蒸发的方法将污泥中的水分除去。影响除湿效果的条件有很多，如污泥颗粒的孔隙率、气量、气体干度、温度等。干泥返混或面条挤压的目的就是为了增加孔隙率，使污泥获得一种结构，在同等风量下，就单位颗粒而言，得到最大的换热比表面积。
湿泥或干泥的性状，对除湿效率也有很大的影响。如果污泥中高分子聚合物的含量高，污泥失水就会比较困难；无机质高，则相对容易。干泥含固率的要求低，如半干化至含固率 60% ，则完成干燥的时间就可以缩短，所需的干燥推动力应该也不会如全干化那样高。
对干燥系统做热平衡，目的就是研究气体的除湿能力。理论上，干燥用工艺气体的温度越高，含湿量越低，则除湿能力越强。但带式干化似没有采用 150 度以上气体温度的，而是普遍倾向于采用较低的温度，这里就可能有某种原因。
对这种纯对流工艺来说，污泥中的蒸发是通过污泥颗粒表面与工艺气体主体的水蒸气压差来实现的，压差越大，说明干燥的推动力越大，反之则越小。反映这种干燥推动力的最主要参数，应该就是气体含湿量 / 相对湿度，它是解读带式干化运行状况的钥匙。
本节拟就一个日处理量 100 吨、含固率从 20% 至 90% 的全干化项目进行分析，以探讨带式工艺的取值及其影响。
废热回收作为一项重要的工艺措施，也将单独进行讨论。

1 、工艺气体温度与直接循环比例

中温带式干化的第一个重要参数就是工艺温度，它决定了气体量以及能耗。
试算取值如下：
环境温度 25 度、相对湿度 60% 、干燥器出口温度 80 度、冷凝后温度 40 度（饱和）、系统辐射热损失 4% 。工艺气体直接循环比例 80% ，冷凝后循环比例 11% ，冷凝后排放比例 9% 。

工艺气体温度	°C	110	120	130	140	150
工艺气体量	Nm3/h	1281950	879940	658950	519780	423800
直接循环鼓风量	m3/h	1326050	910210	681620	537660	438380
干燥器出口总风量①	m3/h	1872500	1326150	1025830	836690	706260
干燥器入口总风量	m3/h	1965110	1418340	1117510	927940	797060
实际干空气量②	kg/kg	102.3	70.2	52.6	41.5	33.8
出口相对湿度③	％	24.7%	30.5%	36.3%	42.2%	48.0%
实际净热耗④	kcal/kg	892.6	813.2	769.1	741.7	722.7
露点温度⑤	°C	48.895	53.202	56.871	60.057	62.892

注①干燥器入出口总风量可能是一个虚拟值，当干燥器采用内置换热器、实施内部环风时，实际入出口风量远小于这里的总风量；②干空气量的单位 kg/kg 为每升水蒸发量的干空气用量；③出口相对湿度指干燥器出口气体；④实际净热耗单位为每升水蒸发量；⑤露点温度为干燥器出口气体的露点温度，下同。


工艺气体温度的变化，对工艺气量和热能消耗的影响非常大。温度低，气体量会大幅度增加，能耗也上升，但出口气体的相对湿度降低，干燥推动力增加，对蒸发有利。温度高，则能大幅度减少气体搬运量，且能耗也有明显下降，显然，高温路线似乎对蒸发最有利。但实际工程中，带式干化却“舍有利而图不利”，自有其内在的原因。一种说法是，气体温度太高，则可能使污泥表面结痂，不利内部水分的蒸发；笔者以为，真正的原因还在于相对湿度。过高的相对湿度，会失去干燥推动力。参考前面提到的热平衡图，工艺气体温度 130 度、干燥器出口气体温度 79 度时，相对湿度大约在 36.3% 左右，该气体的露点温度为 56 度，湿球温度 57.4 度。干球温度 79 度与湿球温度 57.4 度之间只有 21.6 度的温差，在降速干燥过程中这样小的温差可能接近甚至超过了极限（干湿球温差的讨论详后）。干燥推动力不足，产品的干度恐难保证。
要降低高温条件下的出口含湿量，可以采用增大排放量或减少直接循环量、增大冷凝循环量的方法。这里采用后者试算如下：

工艺气体温度	°C	110	120	130	140	150
直接循环气体比例	%	80%	75%	70%	65%	60%
工艺气体量	Nm3/h	1281950	901120	696310	568510	481160
直接循环鼓风量	m3/h	1326050	873860	630230	477800	373290
实际干空气量	kg/kg	102.3	71.9	55.6	45.4	38.4
出口相对湿度	％	24.7%	27.3%	29.1%	30.2%	31.1%
实际净热耗	kcal/kg	892.6	854.9	834.9	822.6	814.2
露点温度	°C	48.895	50.975	52.209	53.021	53.583

在气量略有上升的前提下，出口气体湿度可降，但能耗会有很大幅度的上升。试算结果也证明，带式干化要维持较低的能耗水平，减少冷凝、换热环节的投资和能耗支出，最佳方法是维持较高的直接循环气体比例。实际工程中，带式工艺一般倾向于采用较低的工艺气体温度和较大的直接循环量，原因就在于此。


2 、排放气体的比例

干燥形成的蒸发水分需及时离开干燥器。除湿有两种办法：一是通过对离开干燥器的循环工艺气体进行冷凝，降低含湿量；二是引入环境空气，一方面冷却产品，另一方面也起到降低系统含湿量的作用。干化废气因受污泥中的污染物污染，需要处理，气体排放的比例是一个人们普遍关心的问题，主观上这个值似乎越低越好。
试算取值如下：
工艺气体温度 130 度、干燥器出口温度 80 度、冷凝后温度 40 度（饱和）、系统辐射热损失 4% 。直接循环比例 80% ，冷凝后循环比例根据排放气量变化。不考虑废热回收。

排放比例	%	3%	4.5%	6%	7.5%	9%
实际干空气量	kg/kg	44.5	46.3	48.2	50.3	52.6
排放干空气量	kg/kg	1.3	2.1	2.9	3.8	4.7
出口相对湿度	％	42.8%	41.3%	39.6%	38.0%	36.3%
实际净热耗	kcal/kg	737.9	744.8	752.3	760.3	769.1
露点温度	°C	60.384	59.572	58.718	57.823	56.871

维持 80% 的废气直接循环比例，降低排放比例，会造成出口相对湿度大幅度上升，失去干燥推动力。要实现低排放量，需要靠加大冷凝后循环气量，来实现除湿的目的。这样就无法实现很高的直接循环比例。试算如下：

排放比例	%	3%	4.5%	6%	7.5%	9%
直接循环气体比例	%	70%	72.5%	75%	77.5%	80%
实际干空气量	kg/kg	47.4	48.7	50.0	51.3	52.6
排放干空气量	kg/kg	1.4	2.2	3.0	3.8	4.7
出口相对湿度	％	33.5%	34.0%	34.6%	35.4%	36.3%
实际净热耗	kcal/kg	793.9	788.6	782.5	776.1	769.1
露点温度	°C	55.159	55.462	55.838	56.293	56.871

减少直接循环气量，加大冷凝气量，理论上是可以实现低气体排放量的，仅需要一定的额外热能支出。但这里其实有两个问题：一是回路的压力，所有干化都是以微负压运行的，带式机的气量巨大，只抽取很少的气量排放，是否能做到臭气不外溢，需要实践证明；二是产品冷却的冷源，一些干化项目需要将干泥冷却到 40-50 度以下才能安全存放，为此目的单独投资一个颗粒冷却装置似乎不值得，反正总还要用到大量环境空气，其除臭排放不可避免。从这两点看，带式机维持一定比例的排放（如 9%-10% ）是有意义的，排放过低恐怕有困难。

3 、干燥器出口气体温度

出口气体温度各家一般均选在 80 ° C 左右，此值会直接影响系统的能耗。
试算取值如下：
工艺气体温度 130 度、干燥器出口温度为变量，冷凝后温度 40 度（饱和）、系统辐射热损失 4% 。直接循环比例 80% ，冷凝后排放比例 9% ，冷凝后循环比例 11% 。废热回收无。

工艺气体出口温度	°C	75	77.5	80	82.5	85
实际干空气量	kg/kg	45.8	49.0	52.6	56.6	61.2
出口相对湿度	％	48.6%	42.9%	36.3%	32.0%	27.1%
实际净热耗	kcal/kg	738.6	753.1	769.1	787.7	808.5
露点温度	°C	58.696	57.797	56.871	55.904	54.903

出口气体温度低，则相对湿度高，此时干湿球温度差都不到 20 度，干燥推动力较差；出口气体温度高，能耗则高。为使出口湿度也在可允许的区间内（如湿球温度 <57 度），有必要改变一下直接循环气体量，以降低其含湿量：

工艺气体出口温度	°C	78	79	80	81	82
直接循环空气比例	%	75	76	77	78	79
实际干空气量	kg/kg	51.5	52.6	53.8	55.0	56.2
出口相对湿度	％	35.7%	34.6%	33.4%	32.4%	31.4%
实际净热耗	kcal/kg	786.0	787.7	789.0	790.3	791.1
露点温度	°C	54.808	54.959	55.122	55.296	55.489

对于不同温度都可实现，但直接循环空气量低了，意味着冷凝循环量高了，它会造成冷凝气体换热、输送量的大幅度增加，投资和成本增大。显然，干燥器出口温度值的选定应该是综合各项因素的平衡结果。


4 、出口相对湿度与干湿球温度差

通过前面对四项最主要工艺参数（工艺气体温度、直接循环气体比例、排放气体比例、出口气体温度）的讨论，初步印象是中温带式工艺热耗大致范围应在升水蒸发量 700-900 kcal/kg 之间。这些值受四项参数的影响，具有大体上这样的趋势：工艺气体温度越低，能耗越高；排放气体温度越高，能耗越高；直接循环气体比例越高，能耗越低；排放气体比例越低，能耗越低。但这些参数不能孤立开看，它们之间是互相影响、互相依存的，比如直接循环气体和排放气体比例都与冷凝循环比例相关，这三个参数合在一起，决定了带式干化最关键的状态参数——出口相对湿度。

根据干燥理论，干燥器进出口气体的含湿量越高，说明系统的除湿效率越高，能耗越低。但考虑到干燥推动力，似乎出口气体的相对湿度又应该有某种限制，不可能太高。至于带式干化工艺的这个限制在何处，目前没有研究文献和实验数据可做证实。
在干燥原理上，带式工艺是彻底的对流干燥。对流干燥在传质上，有某些规律可循。引述教科书中的话，“当热工艺气体从湿物料表面稳定地流过时，由于气体与物料之间存在着传热推动力（ t - ts ），气体将以对流方式将热量传递给物料。物料接受这项热量，用来气化其中的水分。由于水分的气化，使在物料表面的薄层气体与主流气体之间形成推动力（ xs – x ），所以蒸汽就由物料表面传递到气流主体，并不断地被气流带走，而物料的湿含量也不断下降。当物料的湿含量下降到平衡湿含量时，干燥过程停止。
“除预热段外，干燥过程可明显地分为两个阶段：等速和降速阶段。在等速阶段，整个等速阶段的物料表面温度就等于气体的湿球温度 tw 。物料中心的温度则略低于湿球温度，物料内部存在着恒定的温差。在降速阶段，物料表面的蒸汽分压就将小于饱和蒸汽压，因而推动力（ ps – p ）或（ xs – x ）就减小，干燥速率开始下降。降速段的干燥速率与物料的湿含量有关，湿含量越低，干燥速率越小。此外，与物料的厚度或直径很有关系，厚度越厚，干燥速率越小，同时也与物料类别的关系极大。在降速段，由于干燥速率逐渐减小，物料的温度上升，直至接近气体的温度”（干燥设备，化学工业出版社 2002 ， p34-35 ）。
以上描述中，值得注意的是等速阶段的湿球温度与降速阶段物料温度（也即气体干球温度）之间的关系，这就是降速阶段的干燥推动力。在热平衡中找到这两个温度并不难，但两者应该具有何种关系，也就是说干燥推动力的尺度究竟如何，才是问题的关键。
在建立带式干化模型和进行验算时，我们得到了参考工况下（干燥气体温度 126 度、干燥器出口气体温度 79 度、相对湿度 36..3% ）的出口气体露点温度值 56.1 度，此值相当于湿球温度 57.5 度。笔者根据 Andritz 的另一热平衡图（公开资料 Nufri 项目），采用同样方法建立热平衡并进行校验，得到了另外一个参考值，湿球温度 50.7 度（干燥气体温度 107 度、干燥器出口温度 71 度，相对湿度 35.65% ，细节从略）。两组出口气体的干湿球温差在 20.3~21.5 度左右。
对此温差进行判断，需要带式机之外的某种参考尺度。笔者想到了另一种典型的对流干化——转鼓工艺（ rotary dryer 亦称回转圆筒）。这是一种高温对流干燥工艺，天然气燃烧产生的高温烟气与经冷凝的干燥器出口废气混合后进入干燥器，在 40-60 分钟内将产品干燥至含固率 90% 以上，相当于高温烟气量的少量废气冷凝排放，干泥返混（含固率 65% ）确保干燥过程中物料的分散度。
1998 年在英国召开的欧洲生物固体与有机残留物研讨会（ European Biosolids and Organic Residuals Conference ）上，转鼓工艺厂商 Sernaggiotto （ Andritz 转鼓 OEM 制造商，现属于 Siemens 水处理集团）发表了一份资料《污泥对流干燥的创新》（ Innovative aspects in the sludge convective thermal drying ），提出对转鼓机出口的露点温度进行控制，以减少尾气携带的有机物和臭味，无需干泥冷却装置即可避免干泥储存环节的自燃，控制值为 <60 度。
按照这一观点，笔者对转鼓工艺进行了热平衡分析发现，以目前的工艺水平（热能能耗、排放量保证值），转鼓机在厂家给定的升水蒸发量综合热耗（ 750-800 kcal ）区间内，很难做到露点温度低于 60 度（转鼓工艺拟另文详述）。结果列出如下：

升水蒸发量用干空气量	kg/kg	9.0	10.0	11.0	12.0	13.0
燃料热耗	kcal/kg	755.9	767.9	780.0	792.0	804.0
废气排气量	kg/kg	1.40	1.43	1.45	1.47	1.49
干燥器出口气体相对湿度	%	30.2%	29.2%	28.3%	27.5%	26.9%
干燥器出口气体露点温度	°C	65.5	64.7	64.0	63.4	62.9

将带式与转鼓工艺的温度与湿度值合并比较：

	带式机	带式机	转鼓工艺测算
出口温度	79	71	95	95	95	95	95
相对湿度	36.30%	36.65%	30.20%	29.20%	28.30%	27.50%	26.90%
露点温度	56.00	48.75	65.46	64.7	64.01	63.37	62.89
湿球温度	57.37	50.68	66.48	65.83	65.27	64.71	64.21
干湿球温差	21.63	20.32	28.52	29.17	29.73	30.29	30.79

同样是对流干化工艺，同样将产品干燥到含固率 90% ，同样处理大约 60 分钟（带式机 50-70 ，转鼓机 40-60 ），尽管转鼓机在物料分散度等方面远优于带式机，但在出口气体干湿球温差方面，居然比带式机还高了 10 度，这不能不让人怀疑带式机的干燥推动力是否足够。
将 Andritz 在国内某项目上所报转鼓工艺方案与 Sernaggiotto 数据进行比较，也会发现类似问题，该公司的升水蒸发量热耗仅为 716 kcal/kg ，远低于后者的 750-800 kcal/kg 。带入热平衡模型可以发现， 716 kcal/kg 的数据在理论上也是行不通的。考虑到清河流化床项目也是实际热耗远高于理论申报值（清河项目也拟另文专述），分析到此，笔者认为 Andritz 的热平衡可能存在过多人为修饰的痕迹，无法作为确定带式干化干湿球温差的依据。而如果我们必须找到一条参考线的话，转鼓工艺最低 28.5 度的干湿球温差值得考虑。

5 、热能能耗与废热回收自用
前面列出的一大堆试算表格，可能给人一个错误的印象：带式工艺似乎是一种非常灵活的工艺，什么样的温度、气量分配都能行。其实不然。基于上述关于出口气体相对湿度的讨论，终于可以有一种基准，来判断一下带式工艺究竟何种工况为可行，何种为不可行，也因此才能对其能耗水平作出较为实际的判断。
由于带式工艺干化温度低，气量大，干燥后废气中还带有一定量未能用尽的多余热能。出于节能的目的，特别是从简化干燥器内气体分配的角度，中温带式干化一般将其中的大部分直接循环，只对少部分气量进行冷凝循环，与排放结合，实现回路的除湿。为进一步减少热能消耗，冷凝前还可以进行一次废热回收，用来对冷凝后的再循环气体预热。
取值如下：
工艺气体温度分别取典型值，干燥器出口温度随工艺气体温度取，通过改变直接循环气量的方法，保证出口气体的露点温度在 50 度以下，从而使其干湿球温度维持在 28-29 度之间。冷凝后温度 40 度（饱和）、系统辐射热损失 4% 、冷凝后排放比例 9% 。
无废热回收时：

工艺气体温度	°C	110	120	130	140	150
出口气体温度	°C	77	78	79	80	81
直接循环比例	%	70%	62.5%	55%	47.5%	40%
实际干空气量	kg/kg	102.9	73.1	56.9	46.6	39.6
排放干空气量	kg/kg	9.3	6.6	5.1	4.2	3.6
出口相对湿度	％	21.7%	23.4%	24.5%	25.3%	25.8%
实际净热耗	kcal/kg	985.2	940.7	916.9	902.3	893.0
露点温度	°C	46.347	47.867	48.788	49.398	49.825

有废热回收时，冷凝后循环气体与排放气体都在离开干燥器后均先通过一个换热器，将热量传给冷凝后的循环气体。设废热回收后排出的气体温度为 60 度，不考虑废热回收的热损失：

工艺气体温度	°C	110	120	130	140	150
废热回收量	kcal/kg	167.7	150.5	141.4	135.9	132.3
实际净热耗	kcal/kg	817.5	790.2	775.5	766.5	760.7

总结来看，中温带式干化的热耗如果不考虑废热回收的话，应在 900-1000 kcal/kg 之间，有废热回收的话，可以降至 760-820 kcal/kg ，废热回收可减少能耗支出约 15-17% ，有重要意义。
以上讨论是基于干湿球温度差 28-29 度。如果此值降低，比如半干化至含固率 60% 的情况下，可能就不需要这样的温度差，能耗会有所降低。但根据一些方案所给出的数据看，半干化的热耗水平在 760 kcal/kg 左右，全干化在 770 kcal/kg ，相差不大。

废热自用后排出气体温度为 60 度，此温度仍高于其露点温度，因此对带式工艺来说，废热回收所回收的是显热而非潜热，这就对换热器提出了较高的要求，在有效换热面积、耐污染、腐蚀、气体输送量和压损等方面，可能产生不小的支出。

也由于废气的露点不超过 50 度，如果项目还有废热回收他用的考虑（如采暖、保温），则所能回收的热水品质较低，仅能达到 40-45 度。

6 、蒸发强度
前面从工艺角度讨论了中温带式干化的参数取值，下面对设备方面的两个参数——蒸发面积及蒸发强度做一简单探讨。
根据资料，在工业干燥领域，带式干燥器的蒸发强度在 6 － 30 公斤 / 平方米•小时，一般为 10 － 20 之间。在污泥干化方面，和气体出口相对湿度一样，这也是目前市场上各家差距较大、较难采信的一项数据。如 Andritz 的欧洲某项目，蒸发量 1747 kg/h ， 2 层， 2.5 米带宽，长 18 米，换热面积 90 平方米，可折合蒸发强度 19.4 kg/m2.h 。
Huber 的 BT+5/3 设备，蒸发量 3042 kg/h ，网带有效宽度 2.2 米，模块长 4 米，换热面积 132 平方米，蒸发强度 23 kg/m2.h ，全干化和半干化的单位模块蒸发量相同。该公司在某 100 吨 / 日方案中，采用 2 台 BT+5/3 设备，从含固率 20% 干燥到 60% ，蒸发量 2778 kg/h ，全干化蒸发量 3241 kg/h ，蒸发强度 24.6 kg/m2.h 。在一个蒸发量 3900 kg/h 的项目上采用 BT+5/4 设备，有效带宽 2.2 米，长 4 米，换热面积 176 平方米，蒸发强度 22.2 kg/m2.h 。
Sevar 在某半干化方案中采用 3 台 BT3000/14 ，换热面积 168 平方米，蒸发量达 4808 kg/h ，蒸发强度 28.6 kg/h 。在另一项目中采用 2 台 BT3000/10 ，蒸发 2885 kg/h ，换热面积 120 平方米，蒸发强度 24 kg/m2.h 。
上述列举数据均为中温工艺，在每平方米网带的蒸发强度上有不小的差别。究竟多少才是合理的，笔者以为也许应该从气速上来理解。
采用前面模型中 130 度入、 79 度出、干空气量 56.9 kg/kg 的一组数据，该混合气体在干燥器入口的总流量为 226630 m3/h ，混合温度 121.4 度，折合升水蒸发量所需要的入口平均风量 70 m3/kg.H2O 。以此来校核气速，得到结果如下：

项目	单位	A	B	B	B	C	C
蒸发量	kg/h	1747	3042	3900	3421	4808	2885
换热面积	m2	90	132	176	132	168	120
气速	m/s	0.755	0.896	0.862	0.955	1.11	0.935

根据干燥理论，等速阶段靠增加气速可以有助于蒸发，但降速阶段就没有这样的效果。在全干化项目上，采用较高的气速，则可能会扬尘了。
就该气体性质而言，如果上升气流速度为 1 m/s ， 187 微米以下的颗粒就会在气体中悬浮而不沉降，从带式干化的气流方向看，环风风机是向下吹拂，同时还有水平风向的引风，流量即使只以冷凝和排放气体考虑，在一个高 2.5 米、宽 2.5 米截面上的流速可达 3-5 米 / 秒之多。小颗粒和粉尘被吹落的可能性很大，这也就是为什么带式机必须定期清理粉尘积料并防范着火的原因。
气速的选择，其实就和某些输送设备一样，如果提高转速，这些设备都有可能超负荷发挥，但磨蚀也会加剧，因为它并非在最佳工况下运行，长期运行和维护上会有问题。带式机的气速选择高，网带面积小，并不说明该厂商的技术就先进，相反，倒是有可能设计值冒进，不留余量。
干燥工艺气体温度的选择也类似，前面已经证明，中温带式机高温运行并不比低温来的优越，要维持同等的热耗，它必须减少直接循环的气体比例，加大冷凝换热部分。在实践中，这样做可能投资和成本更高。就所涉及的气量而言， 130 和 150 度完全是两个不同的工艺。如果投标商声称可在 150 度下运行以追回 130 度的产能，而实际还是 130 度配置不变，其运行结果将是不言而喻的，因为设备本身根本没有做好准备。




四、带式工艺的其它问题

1、
干泥返混与“挤面条”
从工艺可行性角度看，中温带式干化要保证干燥效果的第一个瓶颈在于必须使物料获得适合蒸发的孔隙结构和透气性。这方面有两个做法：干泥返混或面条挤出。
干泥返混是最简洁高效的形式，污泥由此获得的孔隙率高，流动性好，干燥迅速；它的问题是粉尘量多，颗粒大小不均，大颗粒需要粉碎筛分，各个环节均可能产生大量粉尘，其设备安全性有些问题。中温带式干化事故已见报道的有法国 Strasbourg La Wantzenau 项目。该项目将 25% 含固率处理至 90% ，每天处理干泥量 61.5 吨， 2 条线，干燥器顶分三段设换热器。设备采用尼龙网带，两层布置，以 230 度的导热油进行加热，配套两台 6MW 锅炉，燃料为燃油或沼气，单台蒸发量 3400 kg/h 。根据 2007 年 12 月 20 日市政当局的一份公开文件，该项目自调试以来，两年时间仅运行了 1200 小时，造成运行率极低的主要问题是热交换器被油脂和粉尘持续堵塞，几乎每 2-3 天就得清理一次。 2007 年 3 月 14 日两台干燥器起火，原因仍与粉尘有关。

当所需干化产品的含固率较低时，干泥返混在物流量方面会加大，获得产品的均匀性可能会有困难。
大多数中温带式工艺提供商采用面条挤压的形式，这种方法所产生的粉尘量少，但造粒装置本身故障率高。造成故障的原因是多方面的，如污泥中含沙量高，造成模板磨蚀严重，维护频繁；污泥中含长纤维物质，如毛发、布条、塑料等，会堵塞模孔。
面条挤压实际上也离不开干泥返混，污泥含固率低，面条无法成形，堆在网带上甚至还会流淌，糊成一片，孔隙率自然也就无法得到。但干泥返混就需要粉碎，粉碎就会有大量粉尘，且模板的磨损会加剧。

2 、安全性
所有带式干化厂商均要求对干燥器每月进行一次清理、清洗，有的建议用吸尘器将落在底部的粉尘吸掉，有的则研发了自动清洗机专利，使用高压水对干燥器进行冲洗。
所有厂商的设计均包括在干燥室的上方设置喷水主管和在定距离上布置喷头，并与一氧化碳、粉尘浓度监测仪表连锁，一旦发生险情，可以自动喷水灭火。
显然，这与有些厂商的方案描述相矛盾。这些描述说，带式干化是极为轻柔、缓和的干燥装置，
“蒸发仓内的粉尘含量 <20mg/m3 ”（ Huber ），或“干化机空气中的粉尘含量低于 3 mg/m ³。粉尘的积聚在带式干化机的运行中从未引发任何问题”（ Sevar ）。
带式干化的安全问题显然并不如方案中所写的那样轻松，否则如此低的粉尘浓度、从未引发任何问题的保证，还有什么必要又要定期清理、清洗，又要在线监测并做好随时喷水灭火的准备？何况带式机的粉尘自燃事故并非不存在，只不过这些事故不为人知或没有公开报道而已。有关的安全措施并非多此一举。

3 、限制性条件
很多厂家都对湿泥的进料作出限制，不能低于含固率 15% 。这些项目其实都有面条机，甚至有面条机还有干泥返混，但仍作此规定的，其原因值得推敲。
此外，一些厂家还需要限制污泥的纤维含量、杂质含量，这一要求只有在污泥浓缩池前增加过滤措施才能解决，对于脱水后污泥则很难应对。
对含油量的限制，恐怕是有直接循环气体回路的带式工艺都担心的问题。在单线日处理能力较大的项目上，工艺气体输送量是一个大问题。为此，当处理量超过一定值的时候，带式工艺均采用化整为零的方式，即：将原来外置的工艺气体换热器改为内置，在各个干燥模块上设单独的鼓风机、过滤器和换热器，由多台小型设备分担原本应由一台大型风机和一台大型换热器所承担的负荷。这种方法减少了集中输送的风阻和沿途温度损失，实现了大部分气体的就地循环。这是带式工艺降低热耗的关键。但不经冷凝直接循环，将使大量油脂粘附在换热器或过滤器上，设备数量的增加，换热器被污染的风险和维护量均较高。

4 、冷凝与废热回收
前面已经讨论过，废热回收自用对带式干化的节能有重要意义。但将大量气体引入、引出废热换热器，并进行冷凝和再加热，其设备投资及实际运行成本将会增加。对于这种气气换热的低温废热回收来说，由于对数平均温差非常小，换热器的投资和维护是主要问题。
根据笔者了解，一些项目上这种换热器在建设阶段就都设置了旁路，实际运行中换热器实际可以是被屏蔽的，因为所回收的热能比例很低，而维护量很高。这种沦为摆设的废热回收恐怕是很多干化工艺、干化项目的通病。

5 、电耗
电耗方面，也是众说纷纭、难以采信的焦点问题之一。
据 Andritz 公开资料， Nutri 项目是采用 4 巴 90 度和 6 巴 140 度热水两级加热的项目，工艺气体温度 110 度，蒸发量 3218 kg/h ，升水蒸发量的净热耗 854.4 kcal/kg ；不含给热系统成本，电耗 0.089 kW/kg ，。另一个国外蒸发量 1747 kg/h 项目上，不含周边设施仅干燥系统的电耗值 141 kW ，相当于 0.08 kW/kg 。而根据 Huber 的多个项目方案，电耗只有 0.03-0.06 kW/kg.H2O ， Sevar 也类似，总之，远低于其它热干化。
根据前面对热能部分的分析，笔者以为应该从气量输送的角度进行判断。穿流型带式干化每台环风风机均需打透一层网带，仅此风压损失就是 500Pa ，因此环风风机的风压一般为 1000 Pa 以上。引风机用于抽取大量废气，经过废热回收换热器，再经过冷凝器，其全压也均不低，超过 1800 Pa 。综合考虑，是否能将其实际电耗限制在 0.1 kW/kg.H2O 以下，恐怕也不会像某些厂家这样乐观。


五、结语

毫无疑问，带式干化是一种可用技术。这种技术的优点无需笔者多言，各个供应商的宣传材料中已应有尽有。这里所讨论的只是从技术上如何认知、判别，因为在工程上各种技术的表现还是有很大差别的。除了极端的、主观上的原因外（如供应商有意欺瞒或虚报），造成这些差别的大多是客观原因，如污泥特性（含水率、含沙量、含油量、含高分子聚合物量、高腐蚀性等等）、边界条件（给热、供水质量等）、操作员的水平等，不过这些基本不会有争议。可能产生争议的，是一些很难定性、定义的内容，如考虑欠周、设计余量不足、工艺不良、设备选型错误等。在污泥干化领域，这些内容在发生争议时，都能被解释为客观原因，因为污泥作为一种废弃物，其实际特性实在是太令人难以捉摸了。不过，深究起来，对其中的几个问题供应商恐怕仍是难辞其咎的。
比如污泥可能含动植物油脂和矿物油，热干化条件下一部分会飞升，但遇冷会冷凝，如果有干燥器内置的过滤器和换热器，就有可能被污染、堵塞。但对此供应商可以解释为“污泥含油过高”。
再如污泥的含沙量，如果有干泥返混，同时还有面条挤压，模板的磨损是不可避免的，究竟什么样的损耗周期是合理的，这一点双方也很难达成一致。供应商常常在明知含沙量非常高的情况下，出于竞标需要，也不会承认很高的磨耗和高频率维护。
再有，在工艺性能方面，出于竞标需要，带式工艺的供应商可能倾向于提高其蒸发强度、风速，压低气量、热耗和电耗。当蒸发量达不到时，很容易找出客观借口，如污泥含水率高、含水率低、高分子絮凝剂高、污泥未消化等等。
前两者从轻说，是“考虑不周”，从重说，则是“工艺存在缺陷”。第三项往轻了说，是“设计余量不足”，说重了，是“虚报处理能力”。
正是由于工艺具有一定的复杂性，客户很难对带式干化方案进行校核，业绩考察也只能是走马观花，流于形式。实际运行后又有这种种客观原因可以借口规避，这也是为什么这些厂家都不提供热工计算书和热平衡图的原因（提供了也是修饰过的）。客户只要不懂，什么都好办，这大概是某些人的期望所在。
从维护自身利益的角度出发，用户在选型时做认真校核，无论如何是对自己负责。这是避免投产后运行率不高、处理能力低，或因油脂、纤维、杂质、含沙量等造成工艺无法连续运行、维护成本高等众多问题的第一步，也是最关键的一步。
如果能够尽早发现这些问题，解决还是有办法的。比如，针对油脂和粉尘污染，应考虑气路旁路和换热器备用；针对面条机磨蚀，应考虑模板自动更换装置；要求提供物料平衡和热平衡应该是起码的，但恐怕还远远不够，为避免落入某些厂商糊弄外行的数字“陷阱”，应考虑将换热器有效面积、污垢系数、风机气量、风速、带速等关键参数作为保证值予以全程监控。

[ 本帖最后由 sxhssb 于 2011-2-15 11:04 编辑 ]

2011年2月11日 星期五 转碟干化的工艺特征与安全评价



一、转碟干化工艺源流
Disc Dryer 是根据其典型机械构造形式而命名的一种干燥器，中文有译为转碟、转盘、板式、盘式、卧式圆盘、超圆盘的。因英文 disc 可译为“碟”或“盘”，考虑到它形似传说中的“飞碟”，边缘薄中心厚的特征，特别是为了与比利时西格斯 (Seghers) 的立式圆盘机 (multi-tray) 的“盘”进行区别，这里采用“转碟”的译名似乎最为贴切。
这种干燥器最早由瑞典 Stord Bartz 公司在 1956 年发明。 1987 年挪威 Aker 集团收购 Stord Bartz 后建立了 Stord International 公司。 1997 年丹麦的 Atlas Industries 和挪威 Stord International 合并而成 Atlas-Stord 公司，它就是目前世界上该技术的主要提供商。 2006 年 Atlas-Stord 又被丹麦 Haarslev a/s 收购，但该干燥工艺一直仍以 Atlas Stord 为商业名称。

Stord 的干燥器早期一直在挪威 Stord 岛的自有工厂里制造 ， 当订单多时 ，才 委托给挪威的 Fjell Industries 一部分。当其自有工厂关闭后， Fjell 就成为挪威境内的唯一生产基地， Stord 还将其机床等都搬到了 Fjell 。当 Atlas Stord 总部于 1997 年从挪威的 Bergen 迁到丹麦的哥本哈根后，开始将旧图纸委托波兰和罗马尼亚的制造厂制造。

Atlas Stord 搬迁后缺少可设计和改善现有设备的技术人员，这些服务人员的绝大部分选择留在挪威，因此他们大部分进入了 Fjell 。 Fjell 与 Atlas Stord 的合作关系最晚延迟到了 1999 年，即迁址后两年。此后 Stord 所需的服务人员只从波兰或罗马尼亚的厂家抽调。
Atlas Stord 迁址后仍主要从事设计和销售工作。 Stord 分别于 1972 、 1975 、 1987 、 2001 、 2003 、 2007 年注册了几个专利，通过这些专利在转碟机内部构造、制造工序和细节方面的创新，实现了技术的垄断和把握。
可能是由于专利到期的缘故，近年来过去的代工者也进入了污泥干化领域，直接销售这种设备，如挪威的 Fjell 、德国 Ponndorf 、 Gerhard Rauh 等 。 Fjell 在所有技术文件中均不讳言是采用的 Stord 专利技术。
在亚洲，较活跃的技术提供商是日本三菱。韩国的壮宇机械、中国的天通控股股份有限公司和江苏南大紫金科技集团均声称从三菱得到授权，制造此类型设备。但参考日本三菱所属 Tamagawa Machinery Division 的沿革历史，笔者查找了所有相关名称下的美国专利，包括 Mitsubishi 、 Daiichi Seihyo Co.,Ltd. 、 Tamagawa Kikai Kinzoku Co.,Ltd. 、 Mitsubishi Shindoh Co.,Ltd. 、 Tamagawa Kikai Co.,Ltd. 、 Tamagawa Machinery Co.,Ltd 、 Mitsubishi Materials Corporation. 、 Mitsubishi Materials Techno Corporation 等，均无此类型的干燥器技术。这些公司在在欧美申请的专利有数百项之多，保护自有知识产权是其传统，但唯独没有转碟式干燥器的专利。查看早期 Stord 的销售业绩，我发现这种转碟机在污泥方面的应用早在 1982 年就卖到了日本，但在日本市场总共只卖了 5 台，销售对象均为日本机构，且都是超小型设备。日本由机构出面，在政府支持下大规模拷贝欧美技术，这早已不是什么秘密。将所谓三菱设备与 Stord 制造设备的图片进行比较，我也看不出三菱有何独到的地方。不难猜想，三菱技术的来源其实很可能仍是 Stord 。
转碟机最早和最成功的运用是鱼粉干燥，全球绝大部分的鱼粉都是采用这种机械干燥的。它占地小，换热面积大，非常适合于安装在远洋渔船上。挪威的这种机械被同为远洋渔业大国的日本所注意到并刻意仿制，显然有着重要经济意义。
转碟机于 1990 年代初引进到中国，最早也是用于鱼粉、酒糟等的处理。由于其换热效率等方面的种种优点，也立即被多家仿制。国内参与过仿制设计开发的单位有国内贸易部武汉科研设计院、中国轻工总会西安机械设计研究所、上海新纪元化工科技、上海医药设计院、上海化工研究院、宁波大学工学院、浙江大学化工机械研究所等，阵容不可谓不强大，但都不成功。有的甚至还注册了中国专利，如 1988 年上海华元干燥设备公司， 1994 年上海新纪元化工科技公司的沈善明等。由于制造上存在一定的技术难度，这些项目运行不久就都被废弃。
与日本人不同的是，国人的拷贝是不成功的，否则不会有近来浙江天通和江苏南大紫金“引进日本技术”的必要了，但不成功的开发并不妨碍大家注册“专利”，还将拷贝不成功的心得形诸文字，刊登在各种专业杂志上。反观日本方面，三菱如果果真没有什么专利，而只是简单地“拥有”了这样一项“外来”技术的话，他们能够让我们中国人来支付“技术转让费”，这件事真是够耐人寻味的了。



二、转碟工艺的基本机械特征

转碟式干燥器是转碟干化工艺的核心。
干燥器由转子和定子两部分构成。转子包括主轴、焊接在主轴上的碟片以及固定在碟片边缘的推料板等。定子由近似 U 形槽的金属外壳及其焊接在槽壁上的挡料板等组成。
1 、转子情况
主轴中空，直径一般为碟片直径的 1/4 ～ 1/3 ，根据主轴长度、物料特性以及由此带来的机械应力情况而定；物料粘性越强，主轴越粗。主轴内部用于布设热流体的进出管线，是两个独立的管路，用于工质的入和出。碟片内的流道设计是依靠转碟转动，使工质易于被收集。主轴本身不加热，仅采用金属碟片作为换热面。碟片本身的耐压强度是依靠类似迷宫装置的机械咬合或柱状铆焊实现的。
碟片焊接在主轴上，标准间距为 140 mm （最低 130 mm ），板厚度 9 ～ 14 mm ，采用碳钢时一般选择 12 ～ 14 mm ，采用不锈钢时因热导率问题，选择 9 ～ 12 mm 钢材。考虑导热性质和成本的原因，厂家一般建议碟片材质为碳钢。碟片为中空，通入高温工质，排出低温工质或其冷凝液。碟片的两侧均用于与物料的接触换热。在碟片的外缘，以螺栓或焊接固定金属推料板，每个碟片上有两个，推料板与碟片可形成一定的夹角，用于物料的推动，可以有平向、斜向、反向推动作用以调节物料流动速度。转子采用三角支架固定在定子上，定子两侧的封头用螺栓固定。

2 、定子情况

定子即干燥器的外壳为金属，一般采用 19 毫米碳钢或 12 毫米不锈钢制造，可设夹套，有保温。内壁焊接有挡料板，外形尺寸（厚×宽×长）一般为 15 × 100 × 850 mm ，其中长度根据转碟直径有变化。数量为碟片数量减一，挡料板纵向深入到两个碟片之间，用于阻挡物料随转子转动，起搅拌物料的作用。定子上有开孔，包括正面观察孔、底部排料孔、底部清除孔等，用于观察、清洗、检查和维护。



3 、加热系统及其工质选择

当工质为蒸汽时，加热系统由蒸汽锅炉、泵、旋转接头、金属软管、疏水器、截止阀、球阀、视孔、汽水分离筒等组成，向干燥器内供应蒸汽，排出冷凝水和蒸汽的混合物。当工质为导热油时，加热系统由导热油炉、燃烧器、循环泵、填注油泵、除气罐、旋转接头、金属软管、阀、电控系统等组成。工质有时也可以是热水，但这将大幅度降低干燥器的性能。

工质的选择，饱和蒸汽或导热油，决定了设备在耐压方面的制造参数。由于系统为压力容器，工质的进出都是通过旋转接头进行的，存在动密封问题，压力和温度的选择对不同工质是不一样的。

转碟机属于典型的传导型干燥器。对于传导型干燥来说，传热系数（ U ）、换热面积（ A ）和冷热流体的对数平均温差（Δ Tm ）均对换热效果有直接影响（换热量 Q ＝ U × A ×Δ Tm ）。上述数值越高，干燥强度越大。但从这种干燥器的实际应用参数看，换热面积是其提高干燥强度的最主要手段，温差（由工质温度所决定）和传热系数（受工质选择的影响）所能开发的空间有限。

采用饱和蒸汽工质，设备的制造参数在承压方面要明显高于导热油。基于承压与金属厚度的限制，转碟机的蒸汽入口压力最高为 9 bar （设计值 10 bar ），该压力下的蒸汽饱和温度约 170 度。出于项目成本考虑，一般建议蒸汽压力为 6 bar ，实际工作压力 5 bar （饱和温度 151 度）。

采用导热油工质，在承压方面的要求低，仅 3-4 bar ，但由于金属形变的原因，所应用的导热油温度不能太高，一般为 160-200 度。


4 、其它配套系统

用于污泥干化的还有附属系统，如除尘冷凝、干泥返混、进料、出料冷却、工质冷却（导热油）、干燥器保护（连续称重、过载安全销）等。

污泥从干燥器的一侧进入干燥器后，经过约 60-240 分钟的处理，从另一侧凭重力从底部排出（也有改进为侧置溢流堰的）。蒸发所形成的水蒸气通过抽取微负压，随漏入的环境空气一起离开干燥系统。湿空气的抽取口位于干燥器中部，即形成蒸发最强烈的位置。在全干化时，废气经旋风除尘后进行冷凝，半干化时则可直接冷凝。

全干化或高干度半干化时需要进行干泥返混（后详）。

由于产品在干燥器内处理时间长，出口干泥一般需要冷却才能储存。

由于干燥器不清空，当采用导热油作为工质时，可能还需考虑一个导热油冷却系统。


三、转碟工艺的机械模型


污泥干化是一种工艺，不能以纯粹的机械设备看待。要理解一种干化工艺的优缺点，需要首先了解其机械特征可能造成的物流问题。而要了解物流，需建立一个机械模型。

Stord 干燥设备有不同的系列，早期用于污泥干化的主要有 TST-10 、 TST-30 、 TST-40 、 TST-60 、 TST-70 、 TST80 和 TST-100 等机型。近年来改用了新的系列型号，如 TST-1736 、 TST-1750 、 TST-1950 、 TST-1936 、 TST-2250 、 TST-2264 等。新系列数字的前两位意为转碟直径， 17 意味着 1700mm ，后两位数字为碟片数量。

笔者根据两份完整的技术方案建立了转碟机机械模型。其中 TST-1736 为采用 0.5MPa 饱和蒸汽的半干化项目（从含固率 20% 至 32% ）， TST-2264 为采用 200 度导热油的全干化项目（从含固率 20% 至 90% ）。通过这两个不同模型的比较，可以发现很多重要的工艺问题。

方案给出了处理量、蒸发量、入口含固率、出口含固率、湿泥堆密度、干泥堆密度、碟片数量、碟片直径、碟片中心距、干燥器外形尺寸等，模型就根据上述信息，在原外形尺寸图基础上，画出干燥器内部机械结构图，利用一点平面几何和三角的知识，建立各参照点的方程，分解推算。通过最终换热面积的校核，可以确认模型的准确性。以下是两个模型分别获得的基础数据：

1、
TST-1736 机型

【转子情况】该方案只有转子加热，有效换热面积 143 平方米，定子不设换热面，但查该公司样本，如果定子设换热面的话，可增加 18 平方米。此面积正好是圆形定子的一半。主轴直径应为 600mm 左右，碟片直径 1700mm ，钢材厚度 12mm ，单个碟片双侧的有效换热面积为 4.0 平方米，碟片数量 36 个，中心间距 140mm 。碟片为中心高、边缘低的飞碟形，表面弧度约 3.35 °，主轴上有大约 7.5 平方米的非换热面。转子总容积为 3.7 立方米。

【槽型容积】干燥器内部长度约 5.56 米，包括蒸汽罩在内的总截面积 4.2 平方米，如果以碟片上缘为界限，槽型截面积为 3.3 平方米，容积 18.1 立方米，减去转子净容积，物料恰好漫过全部换热面时的有效容积为 14.4 立方米。研究干泥物流，主要与此值相关。

【蒸汽罩容积】本方案中，蒸汽罩为圆形（干燥器侧视图为灯泡型），直径与定子相同，只是其圆心较定子提高了大约 480mm 。
以物流漫过碟片上缘为界，蒸汽罩的净容积为 5.4 立方米。此值关系到干化的安全性。



2、
TST-2264 机型

【转子情况】该方案转子加热面积为 391 平方米，定子 42 平方米，总有效换热面积 433 平方米。定子加热面积相当于槽型约 200 °的投影。主轴直径应为 1200mm 左右，碟片直径 2200mm ，钢材厚度 14mm ，单个碟片双侧的有效换热面积为 6.1 平方米，碟片数量 64 个，中心距 140mm 。碟片为中心高、边缘低的碟形，碟片弧度约 3 °，主轴上有大约 23.9 平方米的非换热面。转子净容积为 15.4 立方米。

【槽型容积】干燥器内部长度约 9.4 米，包括蒸汽罩在内的总截面积 7.4 平方米，如果以碟片上缘为界限，槽型截面积为 4.1 平方米，槽型容积 38.6 立方米，减去转子净容积，物料漫过换热面时的净容积为 23.2 立方米。

【蒸汽罩容积】本方案中，蒸汽罩为梯形，高度约 1350mm ，上底宽 1400mm ，下底宽 2500mm 。以物流漫过碟片上缘为界，蒸汽罩的净容积为 31.1 立方米。

四、转碟干化工艺的物流和特点


在机械模型所获得的参数基础上，建立了转碟干化工艺的热平衡模型。建立此模型的目的是检验不同工况下各个关键点的物流变化，特别是给热工质的情况。

1 、干泥返混

据 Stord 的技术方案可知，转碟机在进行低干度半干化（含固率小于 45% ）时，无需干泥返混；而在全干化（含固率大于 90% ）时则需要干泥返混，入干燥器的平均含固率为 65%-75% 。如果要生产含固率低于 85% 的高干度半干化污泥（如 60-80% ），需要用全干化污泥与湿泥进行后混获得。但根据国内厂商的宣传资料，三菱技术不需干泥返混，可一次获得高干度半干化产品。这里的“矛盾”说法其实可从物流情况来判断。

首先假设湿泥堆密度为 1050 kg/m3 ，含固率 90% 的干泥堆密度为 600 kg/m3 ，含固率 32% 时为 1000 kg/m3 。

在 TST1736 项目中，将 125 吨 / 日、含固率 20% 的湿泥预干燥至含固率 32% 以适合流化床焚烧，此时设计蒸发量 1953 kg/h ；使干燥器内污泥物流达到刚刚浸没碟片的高度时，所对应的处理时间为 220 分钟，即污泥在干燥器内停留时间约 3 小时 40 分钟。此时，如果污泥出口直径为 300mm 的话，污泥离开干燥器的流速仅为 0.013 米 / 秒。

在 TST2264 项目中，将 147.7 吨 / 日、含固率 20% 的湿泥干燥至含固率 90% ，需要干泥返混至 65% ，设计蒸发量 4786 kg/h ；使干燥器内污泥物流达到刚刚浸没碟片的高度时，所对应的处理时间为 63 分钟，即污泥在干燥器内停留时间仅 1 小时 3 分钟。此时，如果污泥出口直径为 500mm 的话，干泥离开干燥器的流速为 0.029 米 / 秒。

维持 TST1736 机型的蒸发量不变，使出口含固率提高或降低，对处理时间和干泥出口流速所产生的影响均不大。

但如果维持 TST2264 项目蒸发量不变，干泥含固率调整为 70% （堆密度设为 650 kg/m3 ），返混含固率仍为 65% ，处理量为 160.8 吨 / 日、含固率 20% 的湿泥，使干燥器内污泥物流达到刚刚浸没碟片的高度时，所对应的处理时间为 14.3 分钟。此时，如果污泥出口直径仍为 500mm 的话，污泥离开干燥器的流速为 0.135 米 / 秒。如此短的停留时间，需要使污泥在干燥器内形成非常高的平均水平流速，这对轴向推进力非常弱的转碟机来说是几乎不可能的，且干泥出口流速之高，单靠重力出料恐怕也难以实现（必然搭桥）。

将返混含固率降为 55% ，所对应的处理时间可提高为 49 分钟，干泥出口流速可降为 0.038 米 / 秒。此平均含固率下污泥可能仍有粘性，国际上干泥返混后的含固率普遍设在 65% 以上，应该是有实践依据的。返混后的含固率越高，干泥返混的流量越大。

由此看来， Stord 方案中的干泥返混并非“画蛇添足”之举。国内采用三菱技术可以不用干泥返混且直接做高干度半干化，其技术可靠性如何，只能看实践检验了。

1996 年 Stord 申请了一项专利，对转碟机中应用干泥返混以避免粘性区为主要内容，其中所谈到的粘性区在含固率 45 ～ 70 ％之间。在低干度半干化（低于 45% ）时，当污泥尚未形成所说的胶粘相即已离开了干燥器，此时干化是可行的。含固率超过 70% ，干化也可行，但由于物流量（也即干泥返混）方面的问题，所建议的干泥含固率都会大于 85% 。

在处理时间上，出口含固率越高，处理时间越短，反之则越长，全干化时处理时间最短， Stord 给出的时间是 60 分钟，可从模型得到确认。

2 、定子夹套

对于转碟机来说，要提高蒸发量，在传热系数、换热面积和对数平均温差三要素中，可行的手段主要是扩大换热面积，而从模型数据来看，转子换热面占了总换热面积的将近 90% ，定子夹套换热成了一个可有可无的“选项”。

理解这个问题也很有意义，以 TST2264 为例，夹套最大面积为 50.8 平方米，考虑下部的各种开口，实际能获得的换热面仅有 42 平方米。这些开口及其密封都影响到换热面清洁、磨蚀、漏风等实际运行问题。其中主要问题在于换热面的更新，由于转碟外缘与夹套内壁之间有大约 150-220mm 的间隙，此间隙采用焊接在碟片外缘的推料板来更新，推料板的作用，会使污泥在夹套内壁上形成剪切力，如果污泥含沙量高，可能造成夹套磨蚀。

就机械构型而言，转碟机因为是单轴，其转子的换热面积比例会远高于双轴乃至四轴的空心桨叶干燥器。


3 、转子负荷

提高换热面积，意味着增加碟片数量。碟片数量多，则金属用量大，在高热环境下的金属变形量及其机械负荷也会明显增加。

根据方案， TST2264 的干燥器自重为 100 吨，根据样本则为 59-76 吨。模型计算显示，额定料位下干固体量应为 11759 公斤，污泥总量为 16 吨左右。该干燥器需采用一台 200 kW 的电机驱动。

转碟干燥机配有计量称重控制装置，秤量污泥范围为 0 ～ 50t ，称重传感器精度 0.03% ，系统秤重精度 0.1% 。设称重装置的目的在于控制湿泥流量，这一方式并不能解决因污泥粘性造成的转子过载。因此在称重之外，还需在传动装置上配备过载安全销，以保护马达和干燥器主轴，避免应力损坏。


4 、换热工质的选择

工质的选择除了是项目本身的要求外，也存在干燥器制造方面的考虑。

对 TST1736 采用 0.5MPa 蒸汽模型进行考察，设计传热系数为 140 W/m2.K ；而 TST2264 采用导热油，传热系数仅为 76 W/m2.K ，相差近一倍；

从通入工质流体角度分析， TST1736 需要采用一根 DN150 的蒸汽管和一根 DN50 的冷凝水管，即可实现最佳的流体输入输出（蒸汽流速 18 米 / 秒，冷凝水 0.5 米 / 秒）；而如果采用导热油，则需要 DN140 的两根管才能实现进出（流速 2.0 米 / 秒）。如果考虑这些高温工质管线在穿过旋转接头时应具备最起码的隔热和支撑的话，显然采用蒸汽工质要比导热油优越得多。

从制造角度看，由于饱和蒸汽的温度低（ 0.9MPa 时仅 175 度），低于导热油的 200 度，因此可能导致的干燥器热形变也会小。不采用更高品质的蒸汽（有资料说最高 1.2 MPa ），也应该是权衡温差与换热面厚度等多项因素的一种选择。以这种机械的自重看，主轴挠度、应力分布等应该是最核心的设计难题，采用蒸汽则可省去很多麻烦。据悉三菱技术目前尚不提供导热油方案，恐怕与其尚未在这方面积累足够的经验相关。

5 、蒸发强度

TST1736 项目所进行的低干度干化，由于污泥全程水分高，传导换热的效率也高，处理时间长，因此相对蒸发强度非常大，达 13.7 kg/m2.h 。

TST2264 项目所进行的全干化，因有干泥返混，全程换热面更新较好，其设计蒸发强度也较高，为 11.0 kg/m2.h 。
根据 Hamburg 项目公开资料，该项目采用了 TST-70 型干燥器 6 台，将已消化脱水污泥从含固率 22% 干燥至含固率 42% ，单台设计蒸发量 2437 kg/h ，考虑该机型的换热面积为 228 平方米，则设计蒸发强度为 10.7 kg/m2.h 。
根据德国 Dresden Kaditz 项目的公开资料（业主网站），该项目两台 TST90 干燥器将 24% 的已消化脱水污泥从含固率 24% 干燥至 90% 以上，单台换热面积 330 平方米，碟片数量 64 个，；采用 10 bar 饱和蒸汽，干泥出口温度 105 度，蒸发强度的设计值为 12 kg/m2.h 。实际由于干泥粉尘含量高，实际运行干化至含固率 81% ，每日干燥后产品量 68 t/d ，干泥出口温度 101-102 度，产品中粉尘比例 92 ％，干泥冷却后温度 50 度，实际蒸发强度 10.2 kg/m2.h 。
参考制造商所提供的其它一些干化项目的公开资料，转碟污泥干化的蒸发强度可做如下统计：低干度半干化时，设计蒸发强度约 10 ～ 14 公斤 / 平方米 . 小时，全干化时约 10 ～ 12 公斤 / 平方米 . 小时（有干泥返混时）。

6 、含氧量

在一些商业宣传中，转碟机制造商 / 代理商声称“在废蒸汽排放口处（这里是干燥机内部氧气浓度最高的地方），装有氧浓度探头，在线监测气体中氧气浓度变化。正常工作中机内氧浓度保持在 0.5% 以下，远离爆炸极限浓度（ 13% ），因此对惰化环境并没有苛酷的要求，仅当氧浓度上升到 10% 才启动惰性气体保护装置。这样，除了在开 / 停机时外，极少需要启用惰性气体保护”。

根据方案，转碟干化所需要的将蒸汽带出的最低环境空气量，应在升水蒸发量 0.1-0.3 kg 之间。据此，可知其废气抽取口处的最大氧含量应为 0.9-2.3% ，高于所说的 0.5 。根据 Dresden 项目的操作屏幕显示，确实看到了废气出口处的氧含量为 0.2-0.3% ，但亦可注意到当时氮气阀门 AA15 是打开的。
上述说法中错误在于，在废蒸气出口处的含氧量恰恰是最低而非“最高”，干燥器其余部分特别是两端靠近开口的位置，是接近环境空气的含氧量。从这个角度看，转碟机的安全性之所以存在较大问题，含氧量正是基本原因之一。（后详）

7 、干化污泥温度及留存量

根据方案，“转碟机的干泥下载口在定子底部，全干化时污泥温度仅 105 度”。

产品出口温度高，是由于产品堆积密度高、处理时间长造成的，碟片外表面温度与热流体温度差较小，产品无论是全干化还是半干化，出口温度都会很高，即接近或超过 100 度。全干化时，产品在此温度下的粉尘化倾向会比较严重。


方案指出：“当干燥机第一次启动、机内全空不含干污泥时，先要分批加入湿污泥干化，这段期间干燥机不向外输出干泥，直到整个干燥机下部有一层分布均匀的干泥，满足干燥工艺要求时，干燥机即可正常运行。

“正常停机时，当机内剩余污泥量达到设定值的时候，停止出料。一般干燥机停机时间不长时（几天），不需清空机内污泥，因为下一次启动需要这些污泥。

“正常运行与一般养护情况下都不需要清料，仅当每年 2 次或每 4000 运行小时 1 次的大检护时，需要清出部分物料；仅当干燥机要更换转子时，才需要清出全部物料。干燥器内底部仍剩余一点污泥，就可在侧面打开所有检修大口。当需要更换转子时，需用工业吸尘器（可临时租用）取出底部剩余污泥，清空后，可将转子从干燥机一端抽出”。

根据转碟干燥器的构型可知，这种机械如果要清空是十分困难的，凭机械本身，可将其中 2/3 清出，其余作为类似流化床的“床料”留在干燥器内。但无论如何，这部分干泥在开停机期间长期面临过热和粉尘化的风险，尤其是采用导热油作为工质时。

非正常情况下的停机粉尘化问题会较为严重。如果是导热油系统，导热油如果也因停电而不能撤出热量，其安全状况会非常糟糕。配备双路供电可能是唯一选择。

8 、出泥干度调节

污泥是废弃物，其来泥性状可能有较大变化，特别是在集中处置型的项目中。

根据方案的描述，转碟机可以“通过测出泥口温度，间接测量干化出泥的干度”。但由于转碟机的处理时间长，这种间接测量的意义似乎不大，换句话说，转碟机通过控制给热、湿泥进料量来保证出泥干度无法实现。因湿泥进料波动造成的干泥含固率大幅波动可能是难以避免的。

干燥器称重只是机械安全方面的一种措施，对控制出泥干度没有什么作用。从干燥器因重量变化进行干预的机理看，湿泥含固率向下偏移，如果给热不变，则蒸发量不变，但这相当于入口水量增加，机内平均含固率降低，无论何种进料形式（容量式还是重量式），都会造成干燥器总重增加，但只有超过一定区间，喂料设备才会进行反应。由于转碟设备本身很重，污泥量很大，假设自重加污泥为 100 吨（对 TST2264 来说，污泥重量可能在 10 吨左右），不考虑动负荷的增加，称重系统的精度为 0.1% ，则机内增量至少要在 100 公斤以上时，称重才会有察觉。这 100 公斤物料的不均匀干燥已不是很小的量了。

反之，如果湿泥含固率正偏移，则会造成出泥干度过高，继而产生粉尘的问题。

9 、干泥堆密度

根据污水处理工艺的不同，污泥中有机质含量的高低，会造成干泥密度的较大不同。有些污泥干化到含固率 90% 的堆密度为 0.6 ，有些则可能 0.4 ，笔者所见到的资料中，甚至有 0.18 的报道。

转碟机处理这种堆密度较低的污泥时可能存在物流上的难题。对 TST2264 机型进行推算，设换热面刚好被淹没的位置为基准污泥容积，干泥出口直径 500mm ，堆密度为 0.6 时，处理时间为 63 分钟，出口流速为 0.029 米 / 秒；堆密度为 0.4 时，处理时间降 44 分钟，出口流速为 0.044 米 / 秒；堆密度降为 0.2 时，处理时间仅有 24 分钟，出口流速为 0.088 米 / 秒。
当污泥堆密度发生瞬间变化，某一时刻堆密度大幅度降低时，前端喂料尚未采取措施，将会造成污泥料位上升，挤占蒸汽罩空间，这可能造成剩余空间内的粉尘密度大幅度增加，成为可能引发粉尘爆炸的隐患。

10 、给热波动

根据方案描述，“采用导热油作为工质时，进油温度变化范围为 200 ± 5 ° C ，过大的进油温度偏差会导致干燥机报警与停机。

“给热系统所提供的热能不可能完全没有变化，我们要求导热油给热系统在给热发生波动时，提高或降低导热油的流量，而不要过分改变其温度，超出干燥系统的承受范围。

“当给热量不足时，应降低导热油流量，而不要降低温度，同时干燥系统的处理量也相应下调。当供热量超过干化使用时，多出的导热油走分配系统的旁路，不进入干燥机”。

从这段描述看，转碟机似对导热油温度特别是超温十分敏感。供热温度的变化，直接影响对数平均温差，如果流量不变，实际进入干燥器的给热量将会增加。转碟机为了保证其运行稳定性，可能需要通过调节流量的方式避免超温。从导热油温度看， 200 度是很低的应用温度，超温应该对提高蒸发量有正面的意义，但从这里避免超温的逻辑看，应该是出于安全考虑。

换个角度来看， 200 度油温应该是这种机械可接受的温度上限。由此反证，这里给出的蒸发强度 11 公斤 / 平方米·时也已经是上限。

对导热油温度的敏感，可能妨碍转碟机在一些难以精确控制加热条件的项目上的应用。比如，焚烧炉如果采用导热油时。

11 、磨蚀与干燥机寿命

根据例外一份 TST2264 方案的描述，“采用双相不锈钢的转子寿命预期可达 100,000 小时，采用 316L 的定子寿命可超过 20 年（注：该项目处理一种干基含沙量在 15% 的市政污泥，全干化）。

“干燥机的转子与定子每工作 4000 小时需接受超声波控伤检查，局部被腐蚀或磨蚀达到一定程度的，可以通过补焊来修复”。

这段描述有两点值得注意，其一是转子磨损大于定子，主要磨损发生在转子上；另一个就是磨损探伤频率，对于污泥处理来说，采用了这么高品质的钢材，还要有如此之高的维护，令人意外。

干泥返混的作用其实就是换热面的清洁。焊接在定子上的挡料板（厚度 15mm ）插入在碟片间隙中（ 140 mm ），它与碟片表面无接触，因此挡料板本身无自清洁的功能，对碟片表面的清理完全是依靠物料之间形成的剪切力，当干化必须跨越胶粘相时，这种剪切只有当存在干物料（磨料性质）时才有效。具有粘性的湿泥团块表面粘附着干泥颗粒，会对换热面形成冲刷、挤压、摩擦，热表面上形成的连续冲刷，就会造成金属磨蚀。

污泥干化项目中磨蚀与腐蚀常常相伴而来。由于物料长期不能清空，当污泥中腐蚀性成分较高时，若选材为碳钢，则形成腐蚀的几率较高；但如果污泥的含沙量也高，选择不锈钢也难以应付机械磨蚀。这种选材上的内在矛盾，对用钢量较大的转碟机来说，是一项困难的抉择。制造商的一般做法是要求客户自行承担选材的责任。

转碟机的换热面大是一个重要优点，但制造难度高，焊缝延长米数量惊人，对磨蚀、腐蚀造成的损坏进行补焊较为困难。除清理必须彻底外（不清理干净就进行焊接可能引发粉尘爆炸），补焊的寿命可能是一个问题（有国外报道 BERGAMO 项目 316L 干燥器的补焊频度为两周一次）。

转碟机抗磨蚀的手段十分有限。采取增大碟片间距 (disc pitch) 的方式，可加快物流速度，减少摩擦，但这种方式将使得设备长度增加，主轴的机械受力情况也随之改变。主轴直径加大，也会相应要求碟片直径的加大，因此采用这种方式的可能性不大。

Stord 的新机型均采用了灯泡形夹套 (bulb jacket) ，这样主轴和碟片上方有较大堆料空间，以减少转子与磨料之间的硬摩擦。对碟片的外缘采用实心不锈钢材料进行包覆 (cladding) ，以保护碟片外沿的焊缝，并使转子外缘与定子之间形成材料硬度方面的差别，以磨损实心不锈钢包覆层为代价；对换热碟片本身则没有其它可行的保护手段。

转碟机可能比较怕异物混入，一旦出现如螺栓、石块、金属管等硬物的混入，或者发生焊接件或紧固件脱落等，有可能造成碟片和阻料板的损坏，主轴上碟片密度高，机械损伤变形后修复困难。转子本身重量达数十吨，维修时需重型起重设备，现场修复也可能需要较长的停机时间。

12 、废热回收

根据方案描述，在 TST2264 项目上，“循环冷却水得到废热后，温度达到 40 摄氏度，可用于干燥车间的冬季采暖”。而按照技术描述，转碟机只需使用很少的空气量，就可以将蒸发水分带出来，并使得干燥器内的含氧量极低。这种废气的品质应可以很方便地采用间接冷凝方式，获得 80 度以上的高温热水，但这份项目方案没有这样做，究其原因，可能是这种全干化项目废气中的粉尘量高的缘故。

在 TST1736 项目上，由于干化产品的最终含固率地，无粉尘产生，则回收高品质的废热不难。

13 、能耗水平

在 TST2264 方案中，采用导热油的全干化，净热耗应在 680~690 kcal/kg 蒸发量之间。在 TST1736 方案中，热平衡核算下来的升水蒸发量净热耗为 760
kcal/kg ，蒸汽耗 1.51kg/kg ，但保证值为 1.62 ，可能是考虑了蒸汽干化的额外损耗（冷凝水方面的损失）。

转碟干化工艺由于单元简单，设备数量少，因此电耗相对较低。与其它传导型干化工艺比，也属于较低的水平。



五、转碟干化的工艺安全探讨


1、
有关事故案例的报道


污泥干化的安全性一直被业内认为是最重要的问题之一，讨论转碟干化自然也不例外。


转碟干化工艺一般给人以简洁、安全的印象，但实际上，它是安全方面问题较多的工艺之一。


根据一组美国匹兹堡干化项目的照片显示，两台用于污泥干化的 TST-60R 干燥器损毁严重，全部观察窗已不复存在，碟片及法兰锈蚀严重，干燥器保温全毁，干燥器内残留不少大团污物，显非正常停机所造成；安装现场顶棚有过火痕迹，机座周边似经大水冲刷。观察孔全部失去可能是爆炸造成的，而周边的其它破坏可能是着火后灭火所致。


在 Stord 业绩表中，匹兹堡项目是美国唯一的 TST-60R 安装地点，转子为 52 个碳钢碟片，端头为不锈钢条 (cladding) ，定子为 304 不锈钢，定子的蒸汽夹套厚度 3/8 英寸，总换热面积 223 平方米，采用 8.5 公斤饱和蒸汽，该机型相当于新的 TST-1750 系列。事故发生的年代不详，原因不详。


2006 年 5 月 29 日发生在意大利 Monza 污水处理厂的转碟机爆炸事故则见诸报端。发生事故的设备是 Stord 的前 OEM 制造商挪威 Fjell Industries 采用 Atlas Stord 专利制造的两台 TurboDisc Dryer type Stord 200TO 转碟干燥器之一，每台的设计能力为处理 120 吨含固率 25-30 ％的污泥，干燥至含固率 90 ％。项目的单线设计蒸发量 2354 kg/h ，采用 160-180 度导热油。设备于 2005 年底完成安装， 2006 年 5 月初刚刚完成机械调试。根据报道，干燥器内突然发生爆燃，引发爆炸，一台设备损坏，车间玻璃部分震碎。两名操作人员刚刚离开车间不到一分钟，因此无人员伤亡。此次爆炸对操作人员的心理产生了负面影响，因此修复后设备至今未再运行。事故原因不详。


2 、事故原因


由于没有找到权威机构出具的事故报告，这里根据前面的认识试分析原因如下：


首先应该指出的是，发生事故的项目均为全干化而非半干化。由于全干化须跨越胶粘相，因此需干泥返混，而这就带来了产品高温、高粉尘的特征；


其次，由于转碟干化没有循环工艺气体，只是抽取微负压带出湿份，干燥器内的含氧量分布不均衡，尽管抽气口的含氧量较低，但漏入环境空气的位置含氧量则很高，而干泥恰恰在远离抽气口的远端，惰性化条件不佳；


第三，干燥器的爆炸应为粉尘爆炸，粉尘点燃只需很少的能量，有时仅需几毫焦，它与污泥温度没有直接的关系。该项目所应用的导热油温度低于 180 度，不会直接造成污泥粉尘的直接点燃（根据研究表明，污泥粉尘在热表面的着火温度为 400 度以上，火焰点燃温度为 220-240 度）。


第四，该项目刚调试完毕，还未正式运行，发生事故的时间正是停机了一段时间后于周一重新开启时，应与干泥不能清空有关；


第五，干泥返混可能导致部分污泥反复加热、重复处理，根据业界的长期经验，返混干泥具有明显的自燃倾向（据统计，干仓事故占污泥干化事故的大部分），在高热的干燥器内反复循环，反复加热，干泥可能会发生某些不利的热物理和化学变化。


根据一份较全的 Atlas Stord 业绩表，其在污泥干化领域的总装机量非常之高，截至 2005 年底达 144 台套，但其中有相当一部分未再运行，或早已拆除，如前面提到的匹兹堡项目，此外还有洛杉矶在内的一些北美项目，这些项目均为全干化。


基于此，不难理解 Atlas Stord 于 2003 年在国内首次开始推广以来，为什么一直重点推荐其配合流化床焚烧炉的、最高含固率不超过 45% 的低干度半干化应用。就干化安全而言，转碟机在全干化方面的风险，恐怕是厂家所心知肚明的吧。



六、结语



根据以上分析，可对转碟干化的应用提供建议如下：


转碟机在低干度半干化（ 25 ～ 45 ％）方面有成功的运用，但这并不意味着其在高干度半干化（ 60-85% ）和全干化（ >90% ）方面的应用也具有同样的竞争力。应根据具体应用情况，对这种工艺进行甄别。

在国内一些污泥含沙量高的项目中，一般可考虑适当降低干泥出口含固率，以减少干泥颗粒对金属面的反复冲刷。但如果转碟机确实不能避免干泥返混，则这种冲刷是不可避免的，应从材质方面进行充分考虑，指望磨蚀后能够简单修复是不现实的，无论从停机时间还是修复频率、难度上看都是如此。

干燥器的 清空与否，表面上看似乎是一个卫生层面上的小问题，但是结合干化安全来看，则是可能引发重大事故的原因，不容小视。


转碟机能否避免干泥返混，看似是运行经验，但由于它可能造成污泥粘壁、结垢，从而造成蒸发能力锐减，因此实际上是一个很重要的工艺保证问题。如空心桨叶一样，设备制造商可能会对所能处理的污泥性质增加限制性条款，如规定污泥必须是“已消化污泥”或“有机质含量 ”等。如果用户对此未加注意或实际难以控制的话，责任就成了用户一方的了。


【特别致谢】

有关转碟机的研究，要特别感谢 tratto_tutto 网友，他所提供的两个事故案例的信息，以及他本人对转碟机的见解，对本文的草成有重要贡献。不敢掠美，特在此说明

人家要的不是这几篇吧。

《揭开污泥化学调质+深度脱水技术的神秘面纱》

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