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/m³。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。
泥客庄主
2011年1月21日-2月8日
