Luận án Tiến sĩ Kỹ thuật: Nghiên cứu đặc trưng chuyển động và truyền nhiệt của lớp tầng sôi khi khí hóa trấu trong lò tầng sôi tuần hoàn các hạt trơ

BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HÀ NỘI

-------o0o-------

TRẦN NGỌC TÂN

NGHIÊN CỨU ĐẶC TRƯNG CHUYỂN ĐỘNG VÀ

TRUYỀN NHIỆT CỦA LỚP TẦNG SÔI KHI KHÍ HÓA TRẤU

TRONG LÒ TẦNG SÔI TUẦN HOÀN CÁC HẠT TRƠ

CHUYÊN NGÀNH: QUÁ TRÌNH VÀ THIẾT BỊ CÔNG NGHỆ HOÁ HỌC

MÃ SỐ: 62.52.77.01

LUẬN ÁN TIẾN SỸ KỸ THUẬT

NGƯỜI HƯỚNG DẪN KHOA HỌC:

1. GS.TS KH NGUYỄN MINH TUYỂN

2. PGS.TS HÀ THỊ AN

HÀ NỘI 2011

LỜI CẢM ƠN

Trước hết, xin được trân trọng cảm ơn Trường Đại học Bách Khoa Hà

Nội, Viện bồi dưỡng và đào tạo sau đại học đã đào tạo và tạo mọi điều kiện thuận

lợi cho tôi hoàn thành chương trình học tập nghiên cứu sinh 2004-2008.

Đặc biệt xin được bày tỏ lòng biết ơn chân thành và sâu sắc nhất tới

GS.TSKH. Nguyễn Minh Tuyển và PGS.TS. Hà Thị An đã hết lòng hướng dẫn

và giúp đỡ tôi trong quá trình thực hiện đề tài. Tôi xin được cảm ơn các cán bộ

của Bộ môn Máy và thiết bị công nghiệp hoá chất Trường Đại học Bách khoa Hà

nội về những ý kiến đóng góp và giúp đỡ trong việc hoàn thành bản luận án này.

Cuối cùng, tôi xin gửi lời cảm ơn tới các đồng nghiệp, gia đình và bạn bè

đã giúp đỡ, động viên tôi trong suốt quá trình làm việc.

TRẦN NGỌC TÂN

Sđt: 0913100169

Email: tranngoctan55@yahoo.com.vn

PHẠM NGỌC ANH

Lời cam đoan

Tôi xin cam đoan đây là công trình nghiên cứu

của riêng tôi. Các số liệu, kết quả nêu trong luận án

là trung thực và chưa từng được ai công bố trong bất

kỳ công trình nào khác.

TRẦN NGỌC TÂN

Sđt: 0913100169

Email: tranngoctan55@yahoo.com.vn

PHẠM NGỌC ANH

iii

CÁC CHỮ VIẾT TẮT VÀ KÝ HIỆU ĐƯỢC DÙNG TRONG LUẬN ÁN

Các ký hiệu chữ la-tinh

Hệ số dẫn nhiệt độ

Nhiệt dung riêng

Nồng độ chất phân tán bên trong pha rắn

C’ ’ Cc Nồng độ chất phân tán bên ngòai pha rắn ’ Nồng độ chất phân tán trên bề mặt pha rắn

Cc,n

Đơn vị đo [ m2/s] [kJ/kg.oK] [kg/m3] [kg/m3] [kg/m3] [m2/s]

Hệ số dẫn khối

[m]

Đường kính hạt.

[m]

dtd

Đường kính tương đương của hạt.

[m2]

Diện tích chuyển khối, truyền nhiệt.

Bậc tự do hình học

FHH

Bậc tự do ngoại tại

FNG

Bậc tự do cấu trúc

FCT

Lưu lượng khối lượng pha rắn

[kg/s]

Số cấu tử trong hệ

Chiều dài hệ

Nhiệt trị thể tích

[m] [kJ/m3]

Số thứ nguyên cơ bản trong hệ

FĐH Bậc tự do động học.

[oK]

Nhiệt độ

[m3/s]

Lưu lượng thể tích hệ

Thể tích lò

[m3]

Vlo

Độ ẩm

[kg/kg]

Các ký hiệu chữ Hy-lap

Đơn vị đo

Hệ số truyền nhiệt

[W/(m2.oK)]



Hệ số chuyển khối trên bề mặt pha rắn

[m/s]

c

[m2/s]

Độ nhớt động học.

[kg/m3]



Khối lượng riêng.

Số pha trong hệ

Vận tốc cuốn theo

[m/s]

c

Vận tốc tới hạn

[m/s]

th

Hệ số trở lực



Hệ số dẫn nhiệt

[W/(m.oK)]

Độ xốp; độ đen

ΔC

Chênh lệch nồng độ cấu tử chuyển

[kg/m3] [m2/m3]

Diện tích tiếp xúc pha của một đơn vị thể tích

Diện tích tiếp xúc pha của một đơn vị khối lượng

[m2/kg]



DANH MỤC CÁC BẢNG SỐ LIỆU TRONG LUẬN ÁN

Bảng số

Tên bảng

Trang

Bảng 1-1: Thành phần khí nguyên liệu và sản phẩm của nó ......................... 7

Bảng 3-1: Ma trận thứ nguyên.................................................................... 35

Bảng 3-2: Ma trận nghiệm.......................................................................... 36

Bảng 7-1: Thành phần hóa học, nhiệt trị của trấu. (nguồn FAO THAILAN)... 64

Bảng 7-2: Thành phần hóa học của trấu. (nguồn FAO PHILIPIN) ............ 64

Bảng 7-3. Biến thực và biến mã ................................................................. 66

Bảng 7-4: Các thông số và đặc trưng cơ bản của trấu nguyên liệu . ............ 68

Bảng 7-5: Các thông số của hạt trơ............................................................. 69

Bảng 7-6. Kết quả thực nghiệm mô tả thống kê.......................................... 72

Bảng 7-7. Kết quả tính nhiệt trị từ thực nghiệm mô tả thống kê. ................ 73

Bảng 7-8 Kết quả tính giá trị bj................................................................... 74

Bảng 7-9 Kết quả tính giá trị bju ................................................................. 75

Bảng 7-10 Kết quả tính giá trị bjuv .............................................................. 76

Bảng 7-11. Kết quả thí nghiệm lặp tại tâm kế hoạch .................................. 76

Bảng 7-12. Hệ số có nghĩa ......................................................................... 77

Bảng 7-13. Giá trị phương sai .................................................................... 78

Bảng 8-1. Các yếu tố tham gia vào bậc tự do: ............................................ 86

Bảng 8-2. Các đại lượng còn lại ................................................................. 87

Bảng 8-3. Ma trận thứ nguyên.................................................................... 88

Bảng 8-4. Ma trận nghiệm.......................................................................... 90

Bảng 8-5. Số liệu thực nghiệm ................................................................... 93

Bảng 8-6. Số liệu tra cứu............................................................................ 94

Bảng 8-7 Số liệu tính tóan từ số liệu thực nghiệm mô hình vật lý............... 95

Bảng 8-8. Các chuẩn số đồng dạng:............................................................ 97

DANH MỤC CÁC HÌNH VẼ, ĐỒ THỊ TRONG LUẬN ÁN

Hình

Tên hình

Trang

Hình 1.1: Lò khí hóa tĩnh ngược............................................................. 11

Hình 1.2: Lò khí hóa tĩnh áp suất............................................................ 14

Hình 1.3 : Lò khí hóa tầng sôi ................................................................ 16

Hình 1.4 Lò khí hóa xuôi dòng............................................................... 18

Hình 6.1. Sơ đồ thực nghiệm.................................................................. 54

Hình 7.1. Mô hình bài toán hộp đen. ...................................................... 62

Hình 7.2. Lưu đồ tìm giá trị cực trị của hàm bốn biến ............................ 84

vii

MỤC LỤC

MỞ ĐẦU .......................................................................................................... 1

1. Tầm quan trọng của năng lượng................................................................. 1 2. Phụ phẩm trong nông nghiệp và tình hình sử dụng ở nước ta ..................... 2

PHẦN I. TỔNG QUAN VỀ CÔNG NGHỆ, THIẾT BỊ VÀ CÁC PHƯƠNG

PHÁP TIẾP CẬN NGHIÊN CỨU KHÍ HÓA ................................................... 6

CHƯƠNG 1. GIỚI THIỆU VỀ QUÁ TRÌNH CÔNG NGHỆ VÀ THIẾT BỊ KHÍ HÓA.......................................................................................................... 6

1.1. Quá trình khí hóa .................................................................................... 6

1.2. Phân loại các quá trình khí hóa................................................................ 6

1.3. Thành phần khí sản phẩm khi sử dụng các loại khí nguyên liệu .............. 7

1.4. Các đặc trưng cơ bản của quá trình khí hóa nhiên liệu rắn....................... 7 1.5. Các lọai lò khí hóa .................................................................................. 9

1.5.1 Lò khí hóa tĩnh ngược ( hình 1.1)....................................................... 9

1.5.2. Lò khí hóa tĩnh xuôi........................................................................ 12

1.5.3. Lò khí hóa tĩnh áp suất (hình 1.2) ................................................... 13

1.5.4. Lò khí hóa tầng sôi.......................................................................... 15

1.5.5. Lò khí hóa xuôi dòng ...................................................................... 17

1.6. Các công trình nghiên cứu đốt nhiên liệu rắn dạng đa phân tán đã

công bố. ....................................................................................................... 19

1.6.1. Công nghệ chu trình hỗn hợp .......................................................... 19

1.6.2. Kỹ thuật Plasco đốt phế liệu rắn qua hai giai đoạn.......................... 19

1.6.3. Lò tầng sôi tuần hoàn các hạt trơ..................................................... 20

1.7. Cơ sở lựa chọn thiết bị khí hóa tầng sôi tuần hoàn các hạt trơ ............... 20

CHƯƠNG 2. PHƯƠNG PHÁP LẬP MÔ HÌNH THỐNG KÊ. ....................... 22 2.1.Các nguyên tắc cơ bản của quy hoạch thực nghiệm................................ 22

2.1.1.Nguyên tắc không lấy toàn bộ trạng thái đầu vào............................. 22

2.1.2.Nguyên tắc phức tạp dần mô hình toán học...................................... 23

2.1.3.Nguyên tắc đối chứng nhiễu............................................................. 23 2.1.4. Nguyên tắc ngẫu nhiên hóa (sử dụng tối ưu không gian các yếu

tố) ............................................................................................................. 24

2.1.5. Nguyên tắc tối ưu của quy hoạch thực nghiệm................................ 25

2.2.Thiết lập các mô tả thống kê cho các quá trình hóa lý trong công nghệ .. 25

viii

2.2.1.Xác định các yếu tố ảnh hưởng: ....................................................... 25

2.2.2.Xác định cấu trúc của hệ thực hiện qúa trình hóa lý:........................ 26

2.2.3.Xác định các hàm toán mô tả qúa trình hóa lý.................................. 26 2.2.4.Xác định các tham số mô tả thống kê............................................... 27

2.2.5. Kiểm tra sự tương hợp của mô tả thống kê...................................... 28

2.3.Các kế hoạch thực nghiệm chủ yếu. ....................................................... 29

2.3.1. Kế hoạch bậc một hai mức tối ưu.................................................... 29 2.3.2.Kế hoạch bậc hai.............................................................................. 30

2.4.Xác định các giá trị tối ưu của hàm mục tiêu.......................................... 31

CHƯƠNG 3. PHƯƠNG PHÁP LẬP MÔ HÌNH VẬT LÝ.............................. 32

3.1. Xác định hệ .......................................................................................... 32

3.2. Xác định cấu trúc hệ ............................................................................. 33 3.3. Xác định hàm toán mô tả của hệ........................................................... 33

3.4. Ứng dụng định lí π để xác định các đại lượng không thứ nguyên. ......... 34

3.5. Trình tự phân tích thứ nguyên: .............................................................. 35

3.6. Xác định tham số của mô hình. ............................................................. 36

PHẦN II. NGHIÊN CỨU, THỰC NGHIỆM VÀ KẾT QỦA.......................... 38

CHƯƠNG 4. CÁC PHẢN ỨNG, ĐIỀU KIỆN CÔNG NGHỆ VÀ HƯỚNG

QUÁ TRÌNH XẢY RA KHI KHÍ HÓA TRẤU .............................................. 38

4.1. Ảnh hưởng của nhiệt độ đến quá trình khí hóa trấu. .............................. 38

4.2. Các phản ứng và hiệu ứng nhiệt xảy ra trong quá trình khí hóa trấu .... 38

4.2.1. Nhiệt phân hợp chất hydro-............................................................. 39

4.2.2. Các phản ứng xảy ra trong pha khí rắn............................................ 39

4.2.3. Các phản ứng xảy ra trong pha khí.................................................. 39

4.3. Các phản ứng và hiệu ứng nhiệt xảy ra trong quá trình khí hóa phần than trấu bằng các lọai khí nguyên liệu ........................................................ 40

4.3.1. Khí than khô lý tưởng ..................................................................... 41

4.3.2. Khí than ẩm lý tưởng ...................................................................... 41

4.3.3. Khí than ướt lý tưởng...................................................................... 42 4.3.4. Khí than oxi ướt lý tưởng................................................................ 42

4.4. Tốc độ các phản ứng xảy ra trong quá trình khí hóa phần cacbon

thiêu kết và hướng xảy ra của quá trình........................................................ 42

CHƯƠNG 5. CƠ SỞ THỦY ĐỘNG VÀ CHUYỂN NHIỆT CỦA LỚP

SÔI CÓ CÁC HẠT TRƠ................................................................................. 47

5.1. Vận tốc tới hạn của lớp sôi trấu có các hạt trơ. ...................................... 47

5.2. Vận tốc cuốn theo ................................................................................. 47 5.3. Các quá trình chuyển nhiệt trong lớp sôi trấu có các hạt trơ. ................. 48

5.3.1. Chuyển nhiệt giữa khí và hạt........................................................... 48

5.3.2. Chuyển nhiệt giữa dòng hạt trơ và vật thể trong dòng. .................... 49

5.3.3. Đường kính hạt trong lớp và độ xốp của hạt trong lớp .................... 49 5.3.4. Chuyển nhiệt giữa những vật thể có kích thước nhỏ........................ 50

5.3.5. Ảnh hưởng của độ xốp tầng sôi đến chế độ trao đổi nhiệt ............... 51

CHƯƠNG 6. BỐ TRÍ THIẾT BỊ THỰC NGHIỆM ........................................ 53

6.1. Yêu cầu về hệ thống thiết bị thí nghiệm ................................................ 53

6.2. Hệ thống thí nghiệm gồm có ................................................................. 55 6.3. Nguyên lý hoạt động của hệ thống thiết bị thí nghiệm khí hoá trấu

bằng không khí ẩm....................................................................................... 55

6.4. Mô tả hoạt động của hệ thống thí nghiệm............................................. 57

6.5. Tính tóan các thông số nguyên liệu và kích thước chi tiết thiết bị thí

nghiệm ......................................................................................................... 58

CHƯƠNG 7. THIẾT LẬP MÔ HÌNH THỐNG KÊ MÔ TẢ QUÁ TRÌNH

KHÍ HÓA TRẤU BẰNG LỚP SÔI CÓ CÁC HẠT TRƠ................................ 61

7.1. Thiết lập mô tả thống kê:....................................................................... 61

7.2. Tiến hành thực nghiệm khí hoá trấu ...................................................... 68

7.2.1. Chuẩn bị mẫu.................................................................................. 68

7.2.2 Chuẩn bị hệ thống thí nghiệm .......................................................... 69

7.2.3 Tiến hành thực nghiệm ấy thông số cho mô hình thống kê............... 69

7.2.4. Kết quả thực nghiệm....................................................................... 70 7.3. Tính tóan các hệ số của mô tả thống kê .................................................... 71

7.4. Tìm giá trị tối ưu của quá trình khí hóa trấu trong lò tầng sôi tuần hoàn

có hạt trơ ......................................................................................................... 78

7.5. Hiệu suất cao nhất của quá trình khí hóa: ................................................. 81 7.6. Thất thóat nhiệt và độ chính xác của công thức: ....................................... 81

CHƯƠNG 8. THIẾT LẬP MÔ HÌNH VẬT LÝ MÔ TẢ QUÁ TRÌNH KHÍ

HÓA TRẤU BẰNG LỚP SÔI CÓ CÁC HẠT TRƠ. ...................................... 85

8.1.Các yếu tố ảnh hưởng đến quá trình chuyển chất khi khí hóa trấu ở

lớp sôi các hạt trơ......................................................................................... 85

8.2. Thiết lập mô hình vật lý mô tả quá trình chuyển chất. ........................... 86

8.2.1.Thiết lập các chuẩn số đơn giản: ...................................................... 86 8.2.2.Thống kê các đại lượng còn lại và lập ma trận thứ nguyên............... 87

8.2.3.Thiết lập hệ phương trình thứ nguyên và giải................................... 88

8.2.4.Thống kê các chuẩn số và lập mô hình vật lý:.................................. 90

8.2.5. Xác định các tham số của mô hình.................................................. 91 KẾT LUẬN................................................................................................... 100

TÀI LIỆU THAM KHẢO ............................................................................. 102

TIẾNG VIỆT ............................................................................................. 103

TIẾNG ANH ............................................................................................. 104

TIẾNG PHÁP............................................................................................ 106 TIẾNG ĐỨC ............................................................................................. 107

TIẾNG NGA ............................................................................................. 107

MỞ ĐẦU

1. Tầm quan trọng của năng lượng

Năng lượng là vấn đề quan trọng trong phát triển kinh tế của một quốc

gia. Từ nghiên cứu khoa học kỹ thuật đến triển khai dự án phát triển kinh

tế, bảo vệ môi trường v.v… đều cần thiết một lượng năng lượng lớn. Từ

lâu người ta đã đánh giá tiềm năng kinh tế của một đất nước qua chỉ số

năng lượng. Nhiều sản phẩm có chi phí năng lượng chiếm tỷ trọng cao

trong giá thành.

Con người luôn luôn tìm những nguồn năng lượng mới để không

ngừng nâng cao sản lượng năng lượng của mình. Nhiên liệu cho sản lượng

năng lượng đáng kể đầu tiên là than. Than dùng trong động cơ hơi nước đã

đẩy công nghiệp Châu Âu lên một bước nhảy vọt trong những năm cuối thế

kỷ 18, đầu thế kỷ 19. Tiếp theo là dầu lửa, nhờ kỹ thuật thăm dò và khai

thác phát triển người ta đã khai thác được nguồn nhiên liệu quý giá này,

cho đến nay nó vẫn là nhiên liệu chủ yếu cho các loại động cơ. Song trữ

liệu những tài nguyên trên không phải là vô hạn, trong khi đó nhu cầu về

năng lượng của con người tăng lên không ngừng. Việc khai thác các tài

nguyên đó cũng ngày càng trở nên khó khăn hơn, chi phí tốn kém hơn.

Lượng dầu của thế giới chỉ còn đủ sử dụng trong 30 năm tới, riêng Việt

nam, lượng than đủ sử dụng trong 20 năm nữa. Giá dầu quốc tế luôn tăng:

từ 30 USD/thùng trong năm 2003 đến 120 USD/thùng trong năm 2007.

Đến năm 2008 do kinh tế thế giới suy thóai, giá dầu xuống còn 50

USD/thùng, đến tháng 10 năm 2009 giá dầu đã tăng trở lại ~80 USD/thùng.

Các nguồn năng lượng khác như gió, thủy triều, năng lượng mặt trời…

là những dạng năng lượng sạch, song giá đầu tư cao và kém ổn định, phụ

thuộc nhiều vào thiên nhiên và vị trí địa lý. Trước nguy cơ thiếu hụt năng

lượng, con người buộc phải tìm những nguồn năng lượng mới và song song

với nó là sử dụng triệt để nguồn năng lượng tái tạo (tăng hiệu suất, giảm

thất thoát ra môi trường). Một trong những nguồn năng lượng đã được các

nước trên thế giới quan tâm là phụ phẩm trong nông nghiệp. Các nước trên

thế giới sử dụng vỏ và thân cây lúa mì, trấu, bã mía, mùn dừa làm nhiên

liệu. Sử dụng phụ phẩm trong nông nghiệp, ngoài hiệu quả về năng lượng

còn có hiệu quả tích cực là bảo vệ môi trường.

2. Phụ phẩm trong nông nghiệp và tình hình sử dụng ở nước ta

Nước ta hiện nay có rất nhiều nguồn phụ phẩm nông nghiệp có thể sử

dụng làm nhiên liệu phục vụ đời sống: rơm rạ, bã mía, lõi ngô, trấu, củi

cành… song việc sử dụng còn manh mún, lãng phí, chưa mang tính công

nghiệp nên hiệu quả thấp và ô nhiễm môi trường.

Loại phụ phẩm mang tính tập trung cao là bã mía. Lượng bã mía sau

khi ép được sử dụng cho nồi hơi kéo turbin hơi. Do được đầu tư với quy

mô lớn và công nghệ sản xuất đường cần nhiều năng lượng nên bã mía

trong nhà máy đường được sử dụng triệt để.

Trong các loại phụ phẩm nông nghiệp trấu là lọai phụ phẩm đáng quan

tâm nhất. Hiện nay năng suất tính trên cả nước là 22 triệu tấn thóc/năm, với

tỷ lệ 20% so với thóc, trấu có sản lượng 4,5 triệu tấn/năm và có nhiệt lượng

tương đương với 1,5 triệu tấn dầu FO. Với giá dầu FO hiện nay là 10.000

đồng/kg, sử dụng hết số trấu nói trên sẽ giảm được 15.000 tỷ đồng nhập

nhiên liệu.

Hiện nay, trấu chỉ dùng làm chất đốt và phân bón, một phần rất nhỏ

cho công nghiệp hóa chất để sản xuất fufuron, than hoạt tính [20], silic.

Trấu là phụ phẩm sau quá trình gia công nên có tính tập trung. Do có khối

lượng riêng nhỏ [2], [21], [22], [23], chi phí vận chuyển cao, chóan nhiều

thể tích khi tàng trữ, tốn hao nhiều công khi nén ép thành thanh nên trấu ít

được dùng trong sinh hoạt gia đình. Việc sử dụng trấu ở quy mô lớn chưa

phát triển, chủ yếu ở những vùng nông thôn có nghề phụ khác yêu cầu

lượng nhiệt lớn như lò đường, lò gạch; bằng thiết bị và công nghệ lạc hậu

gây ô nhiễm môi trường như ở Sađec - Đồng tháp. Hiện nay do chính sách

quản lý lương thực đã thay đổi và tác động của kinh tế thị trường, các nhà

máy xay cỡ nhỏ và vừa (năng suất thấp hơn 2 tấn/giờ) phát triển mạnh,

phân bố đều trong khu vực thâm canh lúa đáp ứng cho nhu cầu xay xát

trong vùng.

Từ năm 1989 đã có một số dự án về nhà máy xay khép kín, sử dụng

trấu làm nhiên liệu cho động cơ đốt trong kéo máy xay, khí nóng thừa được

sử dụng để sấy lúa [2], song giá đầu tư quá lớn và kỹ thuật nâng cao chất

lượng khí để đảm bảo tuổi thọ của động cơ chưa phát triển nên dự án

không thực hiện.

Tháng 11 năm 1999 tại Long An khánh thành nhà máy điện liên doanh

với Úc dùng trấu làm nhiên liệu để vận hành nồi hơi kéo turbin hơi. Năng

suất tiêu thụ trấu là 75kg/h, giá đầu tư 80.000 USD và 2 tỉ đồng Việt nam

[3]. Với giá đó chúng ta không thể có tiền đầu tư thiết bị để tiêu thụ hết

lượng trấu, mặt khác khi tính khấu hao thiết bị, giá thành năng lượng

không còn rẻ nữa. Điều quan trọng là sử dụng nguyên liệu rẻ tiền song giá

thành nhiên liệu sản phẩm cũng phải rẻ.

Về mặt sử dụng nhiên liệu, nhiên liệu khí và lỏng có giá trị sử dụng

cao hơn nhiên liệu rắn vì các nguyên nhân sau:

 Khả năng vận chuyển bằng đường ống trên khoảng cách xa.

 Dễ đốt, dễ điều khiển quá trình, không lãng phí nhiên liệu khi khởi

động và khi dừng.

 Sử dụng được cho động cơ sinh công.

 Không có chất thải rắn.

 Hạn chế độc tố, ít tác động tới môi trường.

 Giá trị cao.

Như vậy, quá trình khí hóa nhiên liệu rắn là công đoạn cần thiết để sử

dụng hiệu quả loại nhiên liệu này.

Từ những yêu cầu sử dụng năng lượng, điều kiện an tòan của môi

 Lựa chọn và cải tiến để có được mẫu thiết bị khí hóa đơn giản,

dễ vận hành, phù hợp với đặc điểm riêng của trấu.

 Xây dựng cơ sở khoa học cho việc tính toán thiết kế thiết bị khí

hóa ở qui mô công nghiệp.

trường, mục đích của luận án này là:

Để đạt được mục đích đó, nội dung của luận án tập trung vào giải quyết

các vấn đề sau:

1) Tìm hiểu lý thuyết khí hóa nhiên liệu rắn, nghiên cứu các quy trình

công nghệ, thiết bị khí hóa rắn, lựa chọn thiết bị khí hóa đơn giản,

chế độ nhiệt độ không cao, dễ vận hành song cho ra sản phẩm khí

có chất lượng cao.

2) Nghiên cứu các đặc trưng chuyển động, các phản ứng hóa học có thể

xảy ra trong quá trình khí hoá trấu. Xác định hướng xảy ra quá

trình khí hóa.

3) Xác định các yếu tố ảnh hưởng đến nhiệt trị khí thành phẩm. Thiết

lập mô hình thống kê mô tả mối quan hệ giữa các yếu tố ảnh hưởng

đến nhiệt trị của khí thành phẩm.

4) Xác định các yếu tố ảnh hưởng đến hệ số chuyển khối. Thiết lập mô

hình vật lý mô tả quan hệ giữa hệ số chuyển khối, chuyển nhiệt và

các yếu tố ảnh hưởng.

5) Xây dựng hệ thống thiết bị thí nghiệm có các dụng cụ chỉ thị và điều

chỉnh yếu tố ảnh hưởng và chênh lệch nhiệt độ trước và sau khi

cháy của khí sản phẩm.

6) Tiến hành thực nghiệm quá trình khí hóa trấu trong thiết bị với các

biến đổi của yếu tố ảnh hưởng.

7) Nghiên cứu xử lý các số liệu thực nghiệm, tính tóan xác định nhiệt

trị lớn nhất của khí sản phẩm, tính tóan xác định các tham số của

mô hình, thiết lập hàm số mô tả hệ số chuyển nhiệt, chuyển khối

trong thiết bị khí hóa đã chọn.

PHẦN I. TỔNG QUAN VỀ CÔNG NGHỆ, THIẾT BỊ VÀ

CÁC PHƯƠNG PHÁP TIẾP CẬN NGHIÊN CỨU KHÍ HÓA

CHƯƠNG 1. GIỚI THIỆU VỀ QUÁ TRÌNH CÔNG NGHỆ VÀ

THIẾT BỊ KHÍ HÓA

1.1. Quá trình khí hóa

Khí hóa là một quá trình gia nhiệt tới nhiệt độ cao các hợp chất hữu

cơ ở thể rắn hoặc lỏng với không khí, oxi, hơi nước, dioxit hay là hợp

chất của chúng, do tác động đó phần hữu cơ của nhiên liệu trở thành nhiên

liệu khí [52]. Trong quá trình khí hóa nhiên liệu rắn có một phần chất rắn

không cháy được là tro. Than là nhiên liệu rắn đầu tiên được khí hóa [24],[

24], [48]

Ngoài việc khí hóa các hóa thạch, có thể khí hóa các phế thải hữu cơ

khác trong thiết bị khí hóa sinh học [26], [53].

1.2. Phân loại các quá trình khí hóa

Các quá trình khí hóa được các tác giả phân loại trong [52] như sau:

1) Theo nhiệt trị của khí sản phẩm:

Thấp:

Trung bình:

Cao:

Rất cao: 4,186,70 MJ/m3 6,7018,80 MJ/m3 3140 MJ/m3 3140 MJ/m3

2) Theo mục đích sử dụng:

 Năng lượng: đốt trực tiếp và gián tiếp.

 Công nghệ: tổng hợp, sản xuất hydro, sản xuất hydro- .

3) Theo kích thước hạt nhiên liệu sử dụng: hạt lớn, hạt nhỏ và hạt bụi

(mịn).

4) Theo khí nguyên liệu: khô (không khí), ẩm (không khí và hơi nước),

ướt (hơi nước), oxi ướt (oxi và hơi nước).

5) Theo phương pháp tách xỉ: ẩm, khô và lỏng.

6) Theo áp suất khí hóa:

 Áp suất thường: từ 1 đến 1,3ata.

 Áp suất trung bình: từ 20 đến 30ata.

 Áp suất cao: lớn hơn 30ata.

7) Theo đặc trưng chuyển động của nhiên liệu:

 Lớp tĩnh.

 Tầng sôi.

 Dòng chuyển động.

8) Theo nhiệt độ khí hóa:

 Thấp: nhiệt độ thấp hơn 800oC.  Trung bình: nhiệt độ từ 800 đến 1300oC.

 Cao : nhiệt độ cao hơn 1300oC.

9) Theo cân bằng nhiệt:

 Tự sinh nhiệt: nhiệt độ ổn định nhờ duy trì nguồn nhiệt bên trong

của hệ thống.

 Có điều phối nhiệt: có chuyển nhiệt từ ngòai vào để duy trì quá

trình khí hóa.

1.3. Thành phần khí sản phẩm khi sử dụng các loại khí nguyên liệu

Bảng 1-1: Thành phần khí nguyên liệu và sản phẩm của nó

Khí nguyên liệu Tên gọi khí thành phẩm

Không khí khô Khí than khô

Hỗn hợp không khí và hơi nước Khí than ẩm

Hơi nước Khí than ướt

Hỗn hợp oxi và hơi nước Khí than oxi ướt

Thành phần khí sản phẩm phụ thuộc vào thành phần khí nguyên liệu. Tên

gọi của khí sản phẩm ứng với mỗi loại khí nguyên liệu là khác nhau cho ở

bảng 1-1

1.4. Các đặc trưng cơ bản của quá trình khí hóa nhiên liệu rắn

Khảo sát các quá trình khí hóa đã đưa ra ưu nhược điểm của từng

loại và khả năng ứng dụng [52]:

1) Khí có nhiệt trị thấp (khí than khô, khí than ẩm) không có lợi khi

vận chuyển đi xa. Khí than ướt cũng tiêu hao nhiều năng lượng khi vận

chuyển. Vì thế sản xuất các khí trên chỉ để sử dụng ngay tại nơi sản xuất. Để dẫn đi xa nên sử dụng các khí có nhiệt trị không dưới 16MJ/m3.

2) Khí than khô và khí than ẩm và những khí nhiệt trị thấp khác nữa

nên sử dụng cho trạm nhiệt điện. Trong sự phát triển của nhiệt năng trong

tương lai, ưu tiên cho trạm khí hóa chu trình kín. Nhiên liệu rắn được cấp

cho trung tâm nhiệt năng, ở đây thực hiện quá trình khí hóa, tách tro, làm

sạch khí. Khí sạch được đốt trong turbin khí. Khí có SO2 chỉ sử dụng cho

trạm phát hơi. Khí than ướt là nguyên liệu cần thiết cho sản xuất khí

hydro và các loại nhiên liệu khí, lỏng khác và những sản phẩm hóa chất.

3) Sử dụng nhiên liệu rắn có kích thước lớn gặp phải khó khăn do chi

phí gia công cơ cao. Các loại nhiên liệu cỡ nhỏ, thậm chí dạng bụi thuận

tiện khi nâng cao năng suất thiết bị song gặp trở ngại là tổn thất lớn. Quá

trình khí hóa có thể thực hiện được với tất cả các nhiên liệu: từ vỏ bào,

mùn cưa, than bùn đến than antraxit, than cốc.

4) Việc lựa chọn tác nhân khí hóa được quyết định bởi giá trị của khí

thành phẩm. Nếu nhu cầu là khí than ướt để tổng hợp hữu cơ, hay là khí

có nhiệt trị cao để vận chuyển xa thì sử dụng tác nhân khí hóa là oxi và

hơi nước vì khi đó loại trừ được nitơ. Tuy nhiên vấn đề phải giải quyết lại là sản xuất oxi. Để có được 1m3 khí thô cần 0,35m3 oxi tinh khiết và

0,30,8 kg hơi. Không khí khô và không khí ẩm được sử dụng để sản

xuất nhiên liệu khí để tiêu thụ gần như lò hơi, turbin khí.

5) Tùy thuộc vào bản chất của tro mà sử dụng các phương pháp tách tro

khô, ẩm hay lỏng.

6) Áp suất khí hóa ảnh hưởng đến cường độ quá trình. Tăng áp suất khí

hóa dẫn đến giảm thể tích khí thành phẩm (tạo thành metan), giảm kích

thước buồng khí hóa, giảm kích thước ống dẫn, song tăng áp suất khí hóa

yêu cầu tiêu hao năng lượng (tăng áp suất tác nhân khí hóa).

7) Lựa chọn phương án chuyển động của nhiên liệu rắn trong buồng khí

hóa đặc biệt quan trọng.

8) Tăng nhiệt độ khí hóa làm tăng tốc độ phản ứng và giảm sản phẩm

phụ. Như chỉ ra ở trên, khí hóa nhiệt độ cao thường được thực hiện trong

dòng chuyển động.

9) Do nhu cầu ngày càng tăng của khí than ướt để tổng hợp hữu cơ và

hydro, đã nhận được nhiều quá trình nghiên cứu những vấn đề về cân đối

nhiệt trong thiết bị khí hóa. Thiếu hụt nhiệt năng khi sản xuất khí than ướt

trong trường hợp khí hóa nhiên liệu rắn bằng hơi nước được khắc phục

bằng cách sử dụng tác nhân khí hóa là hơi nước và oxi. Nếu khó sản xuất

oxi thì sử dụng phối hợp nguồn nhiệt rẻ (nhiệt trong các phản ứng hạt

nhân…) để gia nhiệt tác nhân khí hóa trong thiết bị khác trước khi cho

vào trong thiết bị khí hóa. Việc gia nhiệt tác nhân khí hóa có thể thực

hiện bằng các phuơng pháp: thu hồi nhiệt qua tác nhân tải nhiệt là khí, rắn

(các oxit kim loại hay gốm), lỏng (các kim loại nấu chảy)…sao cho tạo

được hệ thống nung nóng tác nhân tải nhiệt và tuần hoàn nó. Giá trị kinh

tế của các quá trình đó được xác định bằng cách so sánh chỉ tiêu xây

dựng hệ thống đốt nhiên liệu rẻ đó với chỉ tiêu xây dựng và kinh doanh

thiết bị sản xuất oxi. Khi tuần hoàn tác nhân tải nhiệt rắn hay khí thường

sử dụng thiết bị khí hóa tầng sôi. Việc sử dụng tác nhân chuyển nhiệt

lỏng liên quan tới việc sử dụng thiết bị có kết cấu đặc biệt.

1.5. Các lọai lò khí hóa

1.5.1 Lò khí hóa tĩnh ngược ( hình 1.1)

Là tháp đứng bắng thép có lót lớp chịu lửa. Phần trên có cửa nạp liệu

và van đóng kín. Phần dưới có ghi lò cho tác nhân khí lọt qua vào tháp

phản ứng. Phía trên liên tục nạp nhiên liệu rắn, phía dưới liên tục nạp khí

qua ghi lò. Hạt nhiên liệu rắn được khí hóa ở trạng thái gần như cố định.

Tác nhân khí hóa chuyển động ngược từ dưới lên, hạt nhiên liệu chuyển

động thứ tự từ trên xuống, tác nhân khí hóa lần lượt tiếp xúc với cốc, bán

cốc, nhiên liệu rắn khô, nhiên liệu rắn ẩm. Khí sản phẩm gồm CO, CO2,

H2, nhựa, hydro- dạng khí CmHn và hơi nước.

Cacbon tác dụng với oxi theo các phản ứng:

(1-1) 2C + O2 = 2CO + 218,8 MJ/kmol cacbon

(1-2) C + O2 = CO2 + 394,4 MJ/kmol cacbon

Cacbon khử dioxit theo phản ứng:

(1-3)

C + CO2 = 2CO - 175,6 MJ/kmol cacbon Cacbon tác dụng với hơi nước theo các phản ứng:

(1-4) C + H2O = CO + H2 - 132,57 MJ/kmol cacbon

(1-5) C + 2H2O = CO2 + 2H2 - 89,5 MJ/kmol cacbon

Khí sản phẩm tác dụng với hơi nước theo phản ứng:

(1-6) CO + H2O = CO2 + H2 + 43,1 MJ/kmol

Khi tác dụng CO và H2 có thể tạo ra mêtan theo phản ứng:

(1-7) CO + 3H2 = CH4 + H2O + 203,7 MJ/kmol

Dưới tác dụng nhiệt mêtan bị phân hủy:

(1-8) CH4 = C + 2H2 - 71,1 MJ/kmol

Phản ứng cháy CO:

(1-9) 2CO + O2 =2CO2

Hình 1.1: Lò khí hóa tĩnh ngược

Các phản ứng trên xảy ra theo từng vùng của tháp phản ứng, thành

phần của nó thay đổi theo chiều cao thể hiện qua hình vẽ. Sau vùng oxi hóa

(cháy) là vùng khử (tạo khí), khí nhiên liệu ra khỏi đây có nhiệt độ từ 800 đến 900oC. Khí đó bay lên phần trên nung nóng than và duy trì quá trình cốc hóa. Theo [54] nhiệt độ cốc hóa từ 480 đến 540oC. Trên vùng cốc hóa

là vùng bán cốc. Khí thoát khỏi vùng này vào vùng sấy làm tăng nhiệt của

nguyên liệu và bay hơi nước có chứa trong đó.

Trong thiết bị này nhiên liệu rắn trải qua các giai đoạn gia nhiệt, bán

cốc hóa, cốc hóa, khí hóa than, vì vậy khí sản phẩm không chỉ là oxit

cacbon, hydro mà còn có hơi nước và hợp chất hydro- cacbon sau nhiệt

phân (chất bốc). Về mặt nhiệt trị thì chất bốc là nhiên liệu quý vì có nhiệt

trị cao [4] song nó có nhược điểm là có lẫn thành phần ngưng tụ ở nhiệt độ

cao nên khi vận chuyển trong đường ống dễ bị ngưng tụ trên thành ống

dẫn. Khi làm lạnh khí sản phẩm thu được nước, nhựa. Chất rắn từ trên

chuyển động xuống dưới bị thay đổi thành phần: từ hợp chất hữu cơ

chuyển thành bán cốc, cốc, tro và được làm nguội và đưa ra ngoài.

Do sự xáo trộn theo phương ngang ít nên cần thiết thêm vào thiết bị

khuấy trộn (đặc biệt khi làm việc với nhiên liệu rắn có khả năng thiêu kết

cao) và thậm chí ghi lò cũng được bố trí dẫn động với bộ chuyển để quay.

Những cơ cấu đó tương đối phức tạp, làm việc trong vùng nhiệt độ cao, dễ

bị ăn mòn, giãn nở nhiệt làm sai kích thước. Khi tăng năng suất cần phải

tăng kích thước lò. Bản chất của quá trình là ở chỗ trong vùng chuẩn bị

nguyên liệu đã xảy ra sự bán cốc hóa than nhờ nhiệt của khí thóat ra từ

vùng khí hóa. Tuy nhiên nhiệt từ vùng khí hóa không đủ cho nhu cầu của

vùng chuẩn bị nguyên liệu và khí bị ngưng lại những thành phần có nhiệt

độ ngưng tụ cao. Để tách nhựa ra được triệt để cần phải bổ sung thêm

nguồn nhiệt từ bên ngòai.

Ưu điểm:

 Nhiệt độ khí sản phẩm thấp.

 Nhiệt độ tro thấp.

 Nhiệt trị cao.

Nhược điểm:

 Cacbon không cháy hết theo khí bay ra ngoài.

 Thành phần khí đa dạng: CO, CO2, H2, H2O, N2, nhựa. Chất lượng

khí không đáp ứng được yêu cầu của động cơ đốt trong, turbin khí và

tổng hợp khí.

1.5.2. Lò khí hóa tĩnh xuôi

Cấu tạo giống như lò khí hóa ngược nhưng không khí vận chuyển từ

trên xuống, cùng chiều với nhiên liệu rắn. Vùng phía trên lò là vùng nhiệt

phân tạo các sản phẩm cacbon mạch ngắn và cháy với oxi, không khí và khí

nhiệt phân ban đầu vận chuyển từ trên xuống qua các vùng phản ứng khác

nhau. Khí nguyên liệu trải qua các vùng đó, tham gia phản ứng tạo thành khí

thành phẩm có nhiệt độ cao, quá trình nhiệt phân xảy ra triệt để, thành phần

khí đơn giản hơn, không còn các hợp chất ngưng tụ ở nhiệt độ cao, nhiệt trị

của khí thành phẩm thấp. Vận tốc khí nguyên liệu phải đủ lớn để ngọn lửa

hướng xuống dưới không gây ra hiện tượng cháy leo, nhiệt của vùng phản

ứng truyền qua vùng nguyên liệu bằng bức xạ, do đó khó điều chỉnh năng

xuất thiết bị.

Ưu điểm:

 Cacbon cháy hết.

 Thành phần khí đơn giản: CO2, CO, H2, N2

Nhược điểm:

 Nhiệt độ khí sản phẩm cao.

 Nhiệt độ tro cao.

 Điều chỉnh năng suất khó.

1.5.3. Lò khí hóa tĩnh áp suất (hình 1.2)

Trên hình 1.2 thể hiện sơ đồ thiết bị khí hóa tầng dưới áp suất gồm

khoang chứa than (1) và chứa tro (6). Vỏ buồng khí hóa có áo nước để

giảm sự quá nhiệt thành lò. Phần trên bố trí bộ phận cấp liệu (2) cấp than

đều trên toàn bộ mặt cắt ngang của lò. Phần dưới bố trí ghi lò quay (3), oxi

và hơi nước thổi qua đó vào phần phản ứng. Ghi lò còn có tác dụng tải tro

xuống phần dưới của thiết bị.

Hỗn hợp khí hơi nước được chuyển vào trong phần làm lạnh bằng

nước (7) của hệ thống. Nạp than bằng cách cho than lọt vào trong âu chứa

được đóng kín phía dưới bằng van, sau đó đóng kín phía trên, nitơ được

nạp vào trong âu đạt áp suất cân bằng với áp suất trong thiết bị khí hóa.

Sau đó mở van đáy, than rớt xuống buồng khí hóa. Tháo tro cũng tương tự.

Do không đạt một số chỉ tiêu kỹ thuật và kết cấu thiết bị phức tạp nên loại

thiết bị này không phát triển.

Hình 1.2: Lò khí hóa tĩnh áp suất

1.5.4. Lò khí hóa tầng sôi

Tầng sôi là môt trạng thái linh động của pha rắn khi bị tác động của

pha lỏng đủ mạnh, thắng trọng lực của hạt. Ở trạng thái đó các hạt chuyển

động tương đối với nhau, tạo thành trạng thái khuấy trộn mãnh liệt; các quá

trình vật lý khác cũng xảy ra mãnh liệt: trao đổi nhiệt, chuyển khối tác

động mạnh đến các quá trình hóa học. Kỹ thuật tầng sôi đã áp dụng cho

quá trình khí hóa than nâu ở Vinker và Lurgy những năm 1920. Lò tầng sôi

còn được sử dụng để họat hóa cacbon [27]. Trong lĩnh vực khí hóa nhiên

liệu rắn, thiết bị tầng sôi có thể làm việc được với những nhiên liệu có

nhiệt trị thấp mà các loại thiết bị khác không làm việc được. Thiết bị khí

hóa tầng sôi dùng để khí hóa nhiên liệu nhỏ và rất nhỏ (kích thước hạt

<10mm) rất dễ nâng cao năng suất.

Thiết bị tầng sôi có kết cấu đơn giản (hình 1.3) là ống trụ đứng có

lót cách nhiệt, phía dưới có đặt ghi lò phân phối khí (1). Có thể sử dụng

loại đáy côn thay cho ghi lò. Tro được tháo xuống đáy qua ống thiết bị tháo

tro đặc biệt. Nhiên liệu qua vít nạp liệu (3) được nạp vào phần dưới của thiết bị duy trì nhiệt độ trong khoảng 930980oC. Trong tầng sôi xảy ra

quá trình khuấy trộn và tuần hoàn mãnh liệt, do đó nhiệt độ trong thiết bị

được đồng đều theo cả chiều cao và chiều rộng. Vì vậy các quá trình sấy,

bán cốc và khí hóa xảy ra trong cùng thể tích của tầng sôi, dẫn đến phân

hủy hoàn toàn hợp chất hữu cơ. Nước thải không chứa nhựa, phênol; không

cần làm sạch trước khi thoát khỏi hệ thống. Khí hóa trực tiếp trong tầng sôi

đạt tới 70% nhiên liệu rắn [52], lượng còn lại bị bốc lên phía trên, vì vậy

phía trên được lắp thêm hệ thống thổi tác nhân khí hóa. Lượng bụi tổn thất

có thể khống chế nếu thực hiện khí hóa trong áp suất cao. Nếu sử dụng phương pháp này có thể đạt được năng suất lớn: 80100 nghìn m3/h. Thiết

bị tầng sôi không gặp phải khó khăn về phân phối khí, khấy trộn, hệ thống

ghi lò như ở thiết bị khí hóa tĩnh.

Hình 1.3 : Lò khí hóa tầng sôi

Trong lò tầng sôi có thể khí hóa nhiên liệu loại thấp, rẻ tiền và cường độ khí hóa có thể đạt 3000kg/m3h. Nhược điểm của loại này là: nhiệt độ khí

hóa thấp nên tro thải ở dạng rắn gây ra nhiều bụi; cần thiết phải tăng chiều

cao thiết bị và vì vậy năng suất thể tích riêng của lò không cao. Ngoài ra do

tăng cường khấy trộn pha rắn và khí không tránh khỏi sự cuốn theo một

lượng than chưa kịp khí hóa theo tro (đến 5%) và trong khí sản phẩm có

lượng lớn hơi nước và khí CO2. Nếu có thể kết hợp giữa hai phương pháp

tầng sôi và ngược chiều thì chất lượng khí sẽ tốt hơn và giảm được tổn thất

than qua tro và khí.

1.5.5. Lò khí hóa xuôi dòng

Loại lò này đặc biệt có ý nghĩa khi khí hóa nhiên liệu bụi, khi đó đạt

được tiếp xúc lớn giữa khí và rắn. Thiết bị được mô tả trong hình 1.4.

Cấu tạo gồm buồng ngang phủ lớp cách nhiệt. Các vòi phun nạp liệu đặt

đối diện nhau trong buồng phản ứng. Than mịn có kích thước trung bình

0,1mm được vận chuyển bằng dòng khí nitơ nạp vào trong bunker (1) và

(3), từ đó vít tải nạp vào vòi phun và bị dòng khí oxi và hơi nước lôi cuốn,

phun thành bụi trong buồng khí hóa. Thành phần dòng khí có tỉ lệ oxi/hơi nước = 1m3/0,05 đến 0,5kg. Tro được thoát dưới dạng lỏng do nhiệt độ trong buồng đạt 1500 đến 1600oC. Trong buồng xảy ra biến đổi mạnh mẽ

tạo thành CO, CO2, H2O, H2. Khi làm nguội không xuất hiện hợp chất hữu

cơ, vì thế khí và nước sạch. Phần lớn xỉ được chảy xuống thiết bị tháo xỉ

(4). Khí được làm nguội trong nồi hơi tận dụng, khi đó tạo thành hơi áp

suất tới 10MPa. Ngoài ra hơi áp thấp còn nhận được ở thiết bị làm lạnh qua

vách. Khí tiếp tục được làm nguội và tưới ướt bằng nước tuần hoàn để tách

sạch bụi và được nén tới áp suất cần thiết cho giai đoạn gia công khí tiếp

theo. Công nghệ này ít phụ thuộc vào chất lượng nhiên liệu rắn. Đặc điểm

của nó là nguyên lý khí hóa dưới áp suất. Than qua nghiền được nạp vào

thiết bị phản ứng dưới dạng lỏng sệt (tỉ lệ nước/than = 0,8/1,5). Hỗn hợp

được bơm vào bằng bơm cao áp.

Tác nhân khí hóa là oxi. Nhiệt độ buồng khí hóa là 11001500oC

tùy thuộc vào nhiệt độ nóng chảy của tro để có thể tháo tro ở trạng thái

lỏng. Cho nước vào trong buồng khí hóa làm giảm hiệu suất nhiệt song

giảm được việc sản xuất hơi trong những thiết bị sinh hơi đặc biệt, còn hơi

nhận được có thể tận dụng để cấp ra bên ngoài. Để sản xuất hỗn hợp bùn

nhão có thể sử dụng nước ô nhiễm vì bất kì hợp chất hydro- nào

Hình 1.4 Lò khí hóa xuôi dòng

cũng bị biến đổi thành CO và H2 trong buồng khí hóa.

Trong các thiết bị khí hóa nhiên liệu hạt mịn có thể xử lý các loại cặn rắn,

lỏng của quá trình sản xuất khác, hỗn hợp than với nhựa hay là phế liệu của

ngành dầu khí.

1.6. Các công trình nghiên cứu đốt nhiên liệu rắn dạng đa phân tán đã

công bố.

1.6.1. Công nghệ chu trình hỗn hợp

Hiện nay công nghệ chu trình hỗn hợp kết hợp với khí hóa IGCC

(Integrated Gasification Combined Cycle) là tiến bộ kỹ thuật mới nhất trong

công nghệ phát điện có hiệu quả kinh tế kỹ thuật cao.

Công nghệ này đốt nhiên liệu rắn hoặc lỏng làm hai giai đoạn với

quá trình làm sạch khí giữa hai giai đoạn đó đảm bảo chất lượng khí đáp

ứng được yêu cầu khắt khe của turbin khí. Khi sử dụng nhiên liệu rắn để

đốt nóng cho nồi hơi hiện nay cũng có xu hướng khí hóa vì quá trình khí

hóa làm cho chất lượng khí tốt hơn, tuổi thọ của nồi hơi được dài hơn và

việc điều khiển quá trình được thuận lợi hơn. Mặt khác quá trình khí hóa

tạo ra CO là nguyên liệu cho sản xuất phân bón (urê), H2 được nghiên cứu

để phát điện trong pin nhiên liệu, một loại năng lượng sạch của tương lai.

Phản ứng chuyển hóa CO + H2O  CO2 + H2 đã được nghiên cứu kỹ, điều

khiển quá trình dễ dàng. Do đó vấn đề quan trọng là quá trình khí hóa trấu

đạt hiệu suất cao

1.6.2. Kỹ thuật Plasco đốt phế liệu rắn qua hai giai đoạn

Hiện tại có 2 quy trình khí hoá chính để khí hoá các thành phần

hữu cơ hiện nay là khí hoá sinh học (dùng vi sinh vật lên men để được

biogas) và khí hoá bằng nhiệt phân để làm nhiên liệu. Cả hai quy trình trên

cùng gặp trở ngại là tiêu chuẩn nhiên liệu rất khắt khe, cần phải đạt độ

đồng nhất cao, không có các tạp chất (gồm cả hữu cơ và vô cơ) gây tổn hại

cho thiết bị tiêu thụ khí. Quy trình khí hoá nhiệt phân có ưu điểm năng suất

cao (do thời gian khí hoá đối với hạt nhiên liệu nhỏ rất ngắn: từ 1 đến 2

giây) song bị lẫn cả tạp chất hữu cơ và vô cơ. Việc loại bỏ các hợp chất

hữu cơ có thể thực hiện khi khí hoá ở nhiệt độ cao, song tách tạp vô cơ

không thực hiện được vì chi phí cao và khó chế tạo thiết bị. Để tránh những

khó khăn nêu trên, kỹ thuật mới nhất được Plasco phát triển qua hai giai đoạn: khí hóa ở 700oC để hạn chế sự hoá hơi của các tạp chất vô cơ, dễ

tách thành phần bay hơi ra khỏi tạp chất rắn. Khí bay ra được đưa vào lò plasma 1200oC để phân hủy hết các tạp chất hữu cơ thành các lọai khí đơn

giản, làm sạch khí khỏi các hạt bụi, thủy ngân… chỉ còn lại các khí H2 và

CO dùng làm nhiên liệu chạy các turbin phát điện. Ngưỡng nhiệt độ 1200oC là điểm tối ưu vì tốc độ xử lý khí đủ nhanh và chi phí sản xuất

không quá lớn, giá thành khí nhiên liệu có thể chấp nhận được.

1.6.3. Lò tầng sôi tuần hoàn các hạt trơ

Các tác giả [28], [29], [30], [31] cho biết lò tầng sôi tuần hoàn các hạt

trơ có hệ số chuyển nhiệt và mức độ phản ứng cao. Một trong những công

trình nghiên cứu đốt vật liệu phế thải gần đây đã công bố kết quả thí nghiệm

cháy than nâu, gỗ băm vụn, vỏ lúa mì của trường Đại Học Tổng Hợp

Magdeburg. Dựa trên các kết quả đó tác giả của công trình [1] đã nghiên cứu

quá trình cháy vỏ trấu và kết quả cho thấy trấu là loại phụ phẩm nông nghiệp

dễ thực hiện quá trình phản ứng với oxi. Tác giả [55] cho rằng lò tầng sôi

tuần hoàn các hạt trơ khi sử dụng nhiên liệu than bùn, gỗ vụn có kết quả tốt

hơn khi sử dụng than đá. Trong tài liệu [5] đã công bố lý thuyết và kết quả

tính toán thiết kế lò đốt tầng sôi tuần hoàn. Trong [56], [57] mô tả các kết

cấu của lò thiêu các loại quặng dạng hạt đa phân tán. Các kết quả khả quan

đó cho chúng ta hướng sử dụng công nghệ này để khí hóa trấu.

1.7. Cơ sở lựa chọn thiết bị khí hóa tầng sôi tuần hoàn các hạt trơ

Ở Bạc liêu đã khí hóa trấu từ những năm 90 theo kiểu lò khí hóa

ngược dòng. Kết cấu đơn giản, dễ chế tạo, dễ vận hành xong gặp phải trục

trặc do khí thành phẩm có chứa các hợp chất hydro- cácbon có nhiệt độ

ngưng tụ cao gây tắc ống dẫn khí và ngưng tụ trong xilanh động cơ làm

giảm tuổi thọ của động cơ. Sau khi sử dụng bộ ngưng tụ khí, chất lượng khí

thành phẩm tốt hơn song nhiệt trị giảm nhiều và xử lý sản phẩm ngưng tụ

gặp khó khăn.

Trung quốc, và các nước nam Á, các nước trong khối ASEAN đã áp

dụng rộng rãi lò khí hóa xuôi để khí hóa trấu. Do những nhược điểm của

nó là khó điều chỉnh năng suất nên chỉ tồn tại quy mô nhỏ, đáp ứng yêu cầu

sử dụng tại chỗ.

Philippin đã áp dụng một công trình nghiên cứu của Viện lúa quốc tế

(IRRI) để sản xuất đại trà kiểu lò khí hóa ngược chiều không cho khí thành

phẩm tiếp xúc với nguyên liệu, có lưới phân phối khí dùng để đun nấu

trong gia đình. Lọai lò này tương đối hòan thiện, tiện dụng, song chỉ ở quy

mô rất nhỏ.

Trấu là nhiên liệu rắn đặc biệt, có diện tích bề mặt riêng lớn. Tài liệu [1] đã đưa ra thông số diện tích riêng của trấu là 31,58m2/kg. Với diện tích

bề mặt riêng rất lớn trấu thích hợp cho việc sử dụng thiết bị khí hóa dạng

khí động.

Trấu có cỡ hạt tương đối đồng nhất, dạng bản mỏng nên ít bị tổn hao

do bị lôi cuốn bằng dòng khí. Thành phần cơ bản của trấu là xenlulo nên quá

trình nhiệt phân sẽ sinh ra các hợp chất hydro-cacbon có nhiệt độ ngưng tụ

cao và cacbon thiêu kết, vì vậy không nên khí hóa trong thiết bị khí hóa tĩnh.

Tác giả [1] đã nghiên cứu ảnh hưởng của hạt trơ trong lò tầng sôi tuần hòan,

xác định được khả năng vận tải nhiệt của hạt làm cho nhiệt độ trong không

gian lò đồng đều, tăng cường quá trình nhiệt phân và khí hóa, thời gian lưu

của khí trong vùng nhiệt độ cao kéo dài sẽ khắc phục được nhược điểm của

các lọai lò khí hóa đã nghiên cứu trước đây: không có khí ngưng tụ nhiệt độ

cao, dễ điều chỉnh năng suất dẫn tới dễ tự động hóa. Đã có nhiều tác giả của

các công trình [32], [58], [59] nghiên cứu chế độ chuyển khối, chuyển nhiệt

và các tác giả của [33] đã nghiên cứu phân bố hạt trong thiết bị vận chuyển

dạng ống đứng. Các kết quả nghiên cứu đó là công cụ tích cực cho việc

nghiên cứu khí hóa trấu trong lò tầng sôi tuần hòan các hạt trơ.

CHƯƠNG 2. PHƯƠNG PHÁP LẬP MÔ HÌNH THỐNG KÊ.

Mô hình thông kê là một trong những công cụ tiếp cận hệ thống

công nghệ hóa học. Quy hoạch thực nghiệm là phương pháp thực nghiệm

khoa học để tổ chức, xử lý các kết quả thí nghiệm, cho chúng ta được các

hàm toán đa yếu tố, từ đó xác định được các chỉ tiêu tối ưu của các quá

trình hóa lý [6]. Quy hoạch thực nghiệm ra đời từ những năm 30 thế kỉ

trước và phát triển mạnh trong những năm 50 với công đóng góp của các

nhà khoa học Box, Wilson, Hunter, Kiefer…Ưu điểm của phương pháp

này là:

 Giảm đáng kể các thí nghiệm, giảm thời gian tiến hành thí nghiệm

và chi phí phương tiện, vật chất.

 Hàm lượng thông tin nhiều nhờ đánh giá được vai trò tác động qua

lại giữa các yếu tố và ảnh hưởng của chúng tới hàm mục tiêu. Nhận

được mô hình toán học thống kê thực nghiệm, đánh giá được sai số

bức tranh thí nghiệm theo các tiêu chuẩn thống kê cho phép xét ảnh

hưởng của các yếu tố ở mức độ tin cậy cần thiết.

 Cho phép xác định được điều kiện tối ưu đa yếu tố của đối tượng

nghiên cứu một cách chính xác bằng các công cụ toán học, thay cho

cách giải gần đúng tìm tối ưu cục bộ như ở các thực nghiệm thụ động.

2.1.Các nguyên tắc cơ bản của quy hoạch thực nghiệm

2.1.1.Nguyên tắc không lấy toàn bộ trạng thái đầu vào

Để có thông tin toàn diện về tính chất của hàm mục tiêu cần phải

làm vô số thực nghiệm trong miền quy hoạch. Điều đó không thể thực hiện

được vì yêu cầu của thời gian, của tính kinh tế. Chỉ có thể lấy những giá trị

rời rạc, chọn mức biến đổi nào đó cho các yếu tố. Sự lựa chọn này cần có

cơ sở khoa học, nó gắn liền với sự lựa chọn dạng hàm tức dạng mô phỏng

của bề mặt đáp trị. Dạng hàm thông thường là hàm bậc một, hai; với mức

biến đổi hai và ba.

2.1.2.Nguyên tắc phức tạp dần mô hình toán học

Khi chưa có thông tin ban đầu về các tính chất của hàm mục tiêu thì

không nên xây dựng mô hình phức tạp của đối tượng để tiết kiệm về thời

gian cũng như vật chất, phương tiện thực nghiệm. Chỉ nên là những mô

hình đơn giản nhất, ứng với những thông tin ban đầu đã có về đối tượng.

Logic tiến hành thí nghiệm là làm ít thí nghiệm nhất để có mô hình đơn

giản, kiểm tra tính tương hợp của nó. Nếu mô hình tương hợp thì dừng

lại, nếu chưa thì tiến hành các giai đoạn tiếp theo của thực nghiệm: làm

những những thí nghiệm mới, bổ xung để có được mô hình tiếp theo phức

tạp hơn, kiểm tra mô hình mới…cho đến khi mô hình hữu dụng. Sau mỗi

bước cần có phân tích đánh giá kết quả đã nhận được và cân nhắc, quyết

định bước tiếp theo.

2.1.3.Nguyên tắc đối chứng nhiễu

Độ chính xác của mô hình phải tương ứng với cường độ nhiễu ngẫu

nhiên mà chúng tác động lên kết quả đo hàm mục tiêu. Trong cùng điều

kiện như nhau, độ nhiễu càng nhỏ thì mô hình càng phải chính xác, phải

phức tạp hơn. Ngược lại mức độ nhiễu càng lớn thì mô hình càng đơn giản,

có khả năng ứng dụng tốt hơn. Do các đối tượng nghiên cứu thực tế luôn

có mức độ nhiễu lớn nên để mô tả chúng thường hay dùng mô hình hồi quy

đa thức. Đa số các trường hợp bậc của mô hình là bậc 1 hoặc 2. Các mô

hình đó không đủ mạnh để làm rõ bản chất của quá trình nhưng rất hiệu

quả để nghiên cứu các đối tượng phức tạp. Nguyên tắc đối chứng với tiếng

ồn là để xây dựng và hoàn thiện các nội dung quan trọng trong lý thuyết

quy hoạch thực nghiệm. Bằng các công cụ tính toán thống kê xây dựng

hoàn chỉnh các quy trình chuẩn theo các tiêu chuẩn thống kê để giải quyết

các nhiệm vụ xác định tính tương hợp của mô hình tìm được, hiệu chỉnh

dạng mô hình, kiểm tra tính đúng đắn của các giả thiết, các tiền đề mà dựa

vào đó tìm ra các mô hình. Các quy trình chuẩn mực đó góp phần giảm nhẹ

công việc của người thực nghiệm và mang tính khách quan, tránh được các

nhận xét chủ quan, các kết quả mang tính dồn ép.

2.1.4. Nguyên tắc ngẫu nhiên hóa (sử dụng tối ưu không gian các yếu tố)

Nguyên tắc này thể hiện ở cách tổ chức thực nghiệm, cho phép ngẫu

nhiên hóa các yếu tố mà chúng tác động lên đối tượng nghiên cứu một cách

có hệ thống, nhưng không hoặc khó kiểm tra được, để từ đó coi chúng là

những đại lượng ngẫu nhiên và xử lý theo phương pháp thống kê. Nói cách

khác, khi không thể tính được tác động của biến không hoàn toàn ngẫu

nhiên, người nghiên cứu chủ động tạo ra tình huống ngẫu nhiên trong thực

nghiệm, đưa các biến số đó về dạng ngẫu nhiên, loại trừ sai số trong hệ

thống có thể có trong kết quả cuối cùng.

Khi tiến hành các thực nghiệm, nguyên tắc ngẫu nhiên hóa quy định

trình tự ngẫu nhiên của các thí nghiệm, nghĩa là trình tự ngẫu nhiên của các

hàng trong ma trận kế hoạch. Để ngẫu nhiên hóa, có thể coi số thứ tự ban

đầu của mỗi thí nghiệm là một phần tử trong tập hợp N phần tử. Dùng

phương pháp bốc thăm hay dùng bảng số ngẫu nhiên để chọn trình tự tiến

hành thực nghiệm. Trong thực tế, việc tuân thủ nguyên tắc này khi làm

thực nghiệm rất phức tạp, gặp nhiều khó khăn khi có nhiều yếu tố đầu vào,

kế hoạch thực nghiệm tương đối lớn như thế đòi hỏi người thực nghiệm

phải tìm hiểu và phân tích kỹ lưỡng các điều kiện thí nghiệm, đặc trưng của

trường nhiễu, xu thế biến động của các yếu tố không ngẫu nhiên khó kiểm

tra. Từ đó chủ động hạn chế mức độ ảnh hưởng của chúng đến các kết quả

thực nghiệm bằng các biện pháp tích cực: chọn địa điểm, không gian, thời

gian thích hợp và thuận lợi nhất để làm thí nghiệm; khống chế chặt chẽ số

yếu tố nghiên cứu, giảm tối đa khối lượng thí nghiệm trong kế hoạch, đảm

bảo thời gian tiến hành thực nghiệm không vượt quá phạm vi duy trì tính

ổn định của môi trường…đó là những biện pháp để người nghiên cứu có

thể tuân thủ nguyên tắc ngẫu nhiên hóa trong thực nghiệm.

2.1.5. Nguyên tắc tối ưu của quy hoạch thực nghiệm.

Đây là nguyên tắc trọng tâm trong lý thuyết quy hoạch thực nghiệm.

Theo nguyên tắc này, kế hoạch thực nghiệm cần có những tính chất tối ưu

nào đó theo quan điểm của một hay một nhóm các tiêu chuẩn tối ưu đã xác

định trước của loại kế hoạch này.

Các tiêu chuẩn tối ưu của kế hoạch thường được xây dựng một cách

khác nhau. Các tiêu chuẩn này, với ngôn ngữ toán học chặt chẽ, thực chất

là để thể hiện tư duy về những thực nghiệm có chất lượng tốt của các

chuyên gia thực nghiệm. Trong các thực nghiệm đó người ta luôn theo đuổi

xu hướng chung: ít thí nghiệm hơn - nhiều thông tin hơn - chất lượng kết

quả cao hơn. Dạng cụ thể của tiêu chuẩn phụ thuộc vào loại nhiệm vụ thực

nghiệm, ý nghĩa, công dụng của kế hoạch. Tuy nhiên, trong phạm vi một

loại nhiệm vụ cũng có thể có vài tiêu chuẩn tối ưu khác nhau.

Sự đa dạng của các chuẩn tối ưu sinh ra sự phong phú của các loại

kế hoạch thực nghiệm. Người nghiên cứu buộc phải lựa chọn kế hoạch phù

hợp với nhiệm vụ cần giải quyết của mình.

2.2.Thiết lập các mô tả thống kê cho các quá trình hóa lý trong công nghệ

2.2.1.Xác định các yếu tố ảnh hưởng:

Số yếu tố ảnh hưởng đến quá trình hóa lí được xác định theo công thức:

(2-1) F=Fđk+FH

Trong đó:

 Fđk- là bậc tự do điều khiển

 FH -bậc tự do hình học

Tùy theo yêu cầu của người nghiên cứu ta chỉ cần chọn ra yếu tố quan

trọng (k≤F) ảnh hưởng đến hàm mục tiêu. Các phương pháp chọn là: tham

khảo ý kiến của chuyên gia, sử dụng thực nghiệm sơ bộ, và sử dụng kế

hoạch thực nghiệm sàng lọc. Số yếu tố tối đa trong một kế hoạch thực

nghiệm chỉ nên là k = 6 hoặc k = 7.

Hàm mục tiêu có thể là các chỉ tiêu hóa lý như: vận tốc phản ứng, vận

tốc chuyển khối, bậc phản ứng…Cũng có thể là các chỉ tiêu công nghệ

như: năng suất quá trình, vận tốc cấp vật liệu, hiệu suất quá trình… cũng có

thể là các chỉ tiêu kinh tế như: giá thành sản phẩm, lợi nhuận thu được…

2.2.2.Xác định cấu trúc của hệ thực hiện qúa trình hóa lý:

Hệ thực hiện một quá trình hoá lý có thể xảy ra theo nhiều cơ chế

khác nhau. Các cơ chế đó chưa được biết rõ, chưa có được các mô hình lý

thuyết mô tả đầy đủ. Các quá trình xảy ra trong hệ tuỳ thuộc vào các yếu tố

tác động bên ngoài (yếu tố ảnh hưởng) với những mức độ khác nhau dẫn

đến các yếu tố mà ta quan tâm (yếu tố mục tiêu) có các kết quả khác nhau.

Sử dụng các yếu tố ảnh hưởng này làm công cụ điều khiển quá trình bên

trong hệ để đạt được yếu tố mục tiêu có kết quả mong muốn (có thể đo

lường trực tiếp hoặc gián tiếp được). Mô hình mô tả các yếu tố ảnh hưởng,

hệ thống thiết bị xảy ra các quá trình và yếu tố mục tiêu là cấu trúc hệ. Cấu

trúc hệ chỉ là một hộp đen không biết rõ bản chất bên trong mà chỉ có mối

liên hệ giữa các yếu tố mục tiêu và các yếu tố ảnh hưởng. Hàm số mô tả

quan hệ giữa yếu tố mục tiêu và các yếu tố ảnh hưởng là hàm mục tiêu.

Hàm mục tiêu là kết quả phải có được của một quá trình nghiên cứu để làm

công cụ xác định thông số điều khiển quá trình xảy ra trong hệ.

2.2.3.Xác định các hàm toán mô tả qúa trình hóa lý.

Quan hệ giữa yếu tố mục tiêu và yếu tố tác động chưa được biết

qua các mô hình lý thuyết. Bằng thực nghiệm chỉ có thể có được bảng số

rời rạc mô tả quan hệ giữa yếu tố mục tiêu và các yếu tố tác động. Từ

bảng số kết quả thực nghiệm đó phải xây dựng lên một hàm toán mô tả

quan hệ giữa yếu tố mục tiêu và các yếu tố ảnh hưởng là hàm mục tiêu.

Hàm mục tiêu là hàm nhiều biến, mỗi biến là một yếu tố ảnh hưởng.

Công việc xây dựng hàm toán đó được thực hiện nhờ phương pháp tính.

Hàm nhiều biến y= φ(x1,x2,…xk) được phân tích thành chuỗi Taylor tức

hàm hồi quy lý thuyết:

 + j

 2 j

j x

xx  ju

jj x

1

,

 1

(2-2) …+ yq = β0 +

Muốn xác định được các hệ số hồi quy lý thuyết β phải cần vô số thí

nghiệm. Ta chỉ có thể thực hiện N thí nghiệm, vì vậy mô hình thống kê

thực nghiệm có dạng:





 ...

b o

xb j

xxb , uj uj

xb jj

2 j



 1

 juj ,

 1

(2-3)

Các hệ số b là các tham số của mô tả thống kê.

2.2.4.Xác định các tham số mô tả thống kê.

Các tham số mô tả thống kê được xác định từ N thực nghiệm nhờ

các kế hoạch theo phương pháp bình phương cực tiểu, nghĩa là:

y i

(2-4) Φ= 

 y min

 

Muốn vậy thì:

∂Φ/∂b =0 với mọi hệ số b (2-5)

Từ hệ phương trình (2-5) có thể tìm ra:

B=(X*X)-1X*Y (2-6)

Sau khi tính được các hệ số b theo hệ phương trình (2-6) ta phải

kiểm tra tính có nghĩa của chúng theo tiêu chuẩn Student: hệ số b có nghĩa

khi thỏa mãn điều kiện sau:

(2-7) tb=│b│/ Sb≥ tpf2

Trong đó:

 tpf2-tiêu chuẩn Student tra bảng ở mức có nghĩa p và bậc tự do lặp f2

 Sb -độ lệch chuẩn của phân bố b, khi kế hoạch 2k hay 2k-1 thì được

5.0

xác định theo công thức:

2 S 1 N

  

  

(2-8) Sb=

Phương sai lặp được xác định theo công thức:





2 ll

0 a

(2-9)

 y

2

1   1

 1

Trong đó:

 m-số thực nghiệm lặp tại tâm kế hoạch

ay - giá trị của thực nghiệm lặp thứ a



0y - giá trị trung bình của các thực nghiệm lặp.



Sau khi loại bỏ các hệ số không ý nghĩa, nếu kế hoạch không trực

giao ta cần phải tính lại các hệ số có nghĩa

2.2.5. Kiểm tra sự tương hợp của mô tả thống kê.

Sự tương hợp của mô tả thống kê với bức tranh thực nghiệm được

kiểm chứng theo tiêu chuẩn Fisher nhờ điều kiện:



2 S du 2 S ll

  

  

(2-10)

Trong đó:

 Fpf2f1- tiêu chuẩn Fisher tra bảng ở mức có nghĩa p, bậc tự do lặp

f2=m-1(m trừ một); bậc tự do dư f1=N-l

 1-số hệ số có nghĩa trong mô tả thống kê

duS -phương sai dư, được tính theo công thức:





(



2 du

)ˆ y i



1  lN



(2-11)

 yi- giá trị đo của hàm mục tiêu ở thí nghiệm thứ i.

iyˆ -giá trị tính của hàm mục tiêu ở thí nghiệm thứ i; i= N,1



2.3.Các kế hoạch thực nghiệm chủ yếu.

2.3.1. Kế hoạch bậc một hai mức tối ưu

Nếu không có thông tin tiên nghiệm cho biết hệ đang ở vùng dừng

(vùng phi tuyến, cực trị) nên mô tả quá trình trong hệ bằng hàm tuyến tính.

Để xác định các tham số của nó ta nên dùng kế hoạch bậc một hai mức tối ưu của Box-Wilson còn được gọi là kế hoạch 2k, hoặc trong trường hợp cần tiết kiệm thời gian thì dùng kế hoạch bán phần 2k-1.

1 

Nếu không có gì lưu ý thì quan hệ phát sinh trong kế hoạch bán phần

kx

ix ), nếu có sự lưu ý đặc biệt thì cần chọn

1 

sẽ là tương tác cao nhất ( 

quan hệ phát sinh theo lưu ý đó.

Các kế hoạch bậc một hai mức tối ưu có cả 3 ưu điểm cơ bản sau:

Kế hoạch trực giao, vì vậy tính toán đơn giản, các tham số đều có

tính độc lập với nhau, nên khi loại bỏ các hệ số không có nghĩa sẽ không

phải tính lại hệ số có nghĩa.

Kế hoạch tối ưu D, nghĩa là định thức của ma trận thông tin kế hoạch

(X*X) là cực đại, nên các tham số đều tính với độ chính xác cao nhất theo

cả N thực nghiệm.

Kế họach có tính chất tâm xoay, nên ở tâm kế họach có thông tin

đậm đặc nhất, càng xa tâm thông tin càng lõang, thể hiện ở biểu thức:





2 y

2 j



2 S ll N

1 

   

   





(2-12)

2 jx



1 

Trong đó chính là bán kính tới tâm của điểm ta xét, vì thế

chỉ cần làm thực nghiệm lặp tại tâm, nên số thí nghiệm lặp cần rất ít.

Ngoài ra kế hoạch 2k hay 2k-1 còn có thêm một ưu điểm nữa là nếu

mô tả thống kê bậc một không tương hợp thì khi chuyển sang bậc hai ta

vẫn dùng nó làm nhân kế hoạch bậc hai.

2.3.2.Kế hoạch bậc hai.

Khi mô hình tuyến tính (bậc một) không tương hợp (không thỏa

mãn) và độ cong có nghĩa, tức là:

(2-13) │b- oy │≥Sb.tpf2

thì chứng tỏ là vùng thực nghiệm đã ở vùng phi tuyến (vùng dừng) và ta

phải dùng hàm phi tuyến (có các số hạng bình phương) để mô tả.

Để xác định các tham số của mô hình phi tuyến ta phải sử dụng các

kế hoạch phi tuyến. Loại kế hoạch này chỉ có một trong 3 ưu điểm cơ bản

trên: hoặc trực giao, hoặc tâm xoay, hoặc tối ưu D.

1) Kế hoạch bậc hai trực giao của Box-Wilson được hình thành với

nhân kế hoạch 2k hoặc 2k-1có số nghiệm là:

(2-14) N=2k+2k+no (khi nhân kế hoạch là 2k)

(2-15) N=2k-1+2k+no (khi nhân kế hoạch là 2k-1)

Trong đó số thực nghiệm ở tay đòn sao α là 2k, số thực nghiệm ở

tâm thường là no =1. Giá trị của cánh tay đòn sao ở kế họach bậc 2 hỗn hợp

trực giao xác định theo công thức:

4+2k. α2-2k-1.(k+0,5n0)=0(khi nhân kế hoạch là 2k) (2-16)

(2-17) 4+2k-1. α2-2k-2.(k+0,5n0)=0(khi nhân kế hoạch là 2k-1)

Ngoài ra muốn kế hoạch trực giao ta cần đưa các biến bình phương

về các biến x’j theo công thức:

2 ji



2 j

 1  i N

(2-18)

2) Kế hoạch bậc hai tâm xoay của Box-Hunter cũng có số thực

nghiệm xác định theo công thức (2-15) nhưng số thực nghiệm ở tâm lớn

hơn 1 và phụ thuộc vào số biến và tính riêng phần của kế hoạch. Giá trị của

cánh tay đòn sao xác định theo công thức:

α=2k/4(khi nhân kế hoạch là 2k) (2-19)

(2-20) α=2(k-1)/4(khi nhân kế hoạch là 2k-1)

3) Kế hoạch bậc hai tối ưu D của Kiefer ít được dùng để mô tả các

quá trình hóa lý.

2.4.Xác định các giá trị tối ưu của hàm mục tiêu

Sau khi xây dựng được hàm mục tiêu từ những số liệu thực nghiệm,

việc xác định giá trị của hàm mục tiêu là tìm giá trị cực trị của hàm nhiều

biến. Các giá trị tối ưu của hàm mục tiêu được xác định nhờ các phương

pháp tối ưu hóa thường dùng như phương pháp tìm cực trị cổ điển, phương

pháp quy hoạch hình học, quy hoạch tuyến tính hoặc phi tuyến, phương

pháp biến phân, phương pháp thừa số Lagrandre, nguyên lý cực đại của

Pontryagin [7]…

Tìm giá trị cực trị của hàm nhiều biến số có điều kiện biên có thể

thực hiện nhờ các chương trình tính chạy trên máy tính cá nhân như Pascal,

MATLAB. Thuật toán là phương pháp tối ưu hoá kiểu lưới. Tuỳ theo sai số

chấp nhận được mà chọn các khoảng chia nhiều hay ít cho các giá trị của

các biến số. So sánh các giá trị của hàm mục tiêu ở các điểm nút của các

khoảng chia đó để tìm giá trị cực trị. Tốc độ máy tính ngày càng nhanh, tốc

độ tính toán cao, cho phép chọn khoảng chia nhỏ, số nút chia nhiều, kết quả đạt được độ chính xác cao.

CHƯƠNG 3. PHƯƠNG PHÁP LẬP MÔ HÌNH VẬT LÝ

Cũng như mô hình thống kê, mô hình vật lý là một công cụ tiếp cận

hệ thống công nghệ hóa học. Nền tảng của nó là định lý  (pi) của

Buchkingham và các phương trình bảo tòan dòng Damkoehler. Nhờ định lý

 có thể giảm số bậc tự do của hệ và đưa các phương trình bảo tòan dòng

về dạng phương trình chuẩn số và đưa chúng về dạng tập tích. Theo tài liệu

[8] thiết lập mô hình vật lý cần có 5 bước sau: xác định hệ, xác định cấu

trúc hệ, xác định các hàm toán mô tả hệ (tương ứng với các cấu trúc đã đưa

ra), xác định các thông số của mô hình và kiểm tra tính tương thích của mô

hình.

3.1. Xác định hệ

Là xác định các đại lượng đặc trưng liên quan giữa hệ và môi trường,

số lượng tối đa của chúng bằng bậc tự do của hệ cộng với một yếu tố mục

tiêu mà chúng ta cần nghiên cứu trong quá trình triển khai công nghệ. Mô

hình vật lý chỉ mô tả các quá trình vật lý và các quá trình phản ứng bậc

một, nên số đại lượng chưa kể yếu tố mục tiêu có thể xác định như sau:

(3-1) F = FNG + FNT = FHH + FDK + FNT

Trong đó:

 FNG - bậc tự do ngoại tại, xác định theo công thức:

i 1 

(3-2) Fi-n(k+2) FNG= 

 FHH -bậc tự do các kích thước hình học chủ yếu của hệ (hình cầu:

FHH=1, đường kính d; hình hộp chữ nhật: FHH=3, các cạnh a,b,c.

 n-số tiếp điểm pha giữa các phần tử cơ sở).

 Fi-bậc tự do của phần tử thứ i trong đó có các yếu tố hình học hệ.

 (k+2) là số các đại lượng biểu diễn dòng cấu tử, dòng nhiệt và dòng

động lượng đối với hệ đang xét, k là số cấu tử trong hệ.

 FNT - bậc tự do nội tại, đối với các quá trình vật lý có thể xét như sau:

(3-3) FNT = φ.(k+2) + (φ -1).(k+2)

Trong đó:

 φ- số pha tồn tại trong hệ.

 k- số cấu tử trong hệ.

 φ.(k+2)- bậc tự do của dòng dẫn.

 (φ -1).(k+2)- bậc tự do của dòng cấp.

 FHH- bậc tự do hình học, xác định theo công thức: FHH= LH - MH.

 LH - số các đại lượng hình học mô tả hệ.

 MH - số các phương trình liên kết giữa FHH các đại lượng hình học.

 FDK- bậc tự do điều khiển: FDK = (k+2)φ

3.2. Xác định cấu trúc hệ

Cấu trúc hệ ở đây là một cấu trúc đơn giản chỉ có một phần tử (hình

3.1) bản chất của cấu trúc được mô tả bằng các phương trình bảo toàn

Damkoehler. Để dễ giải phương trình đó, thường hạ bậc tự do: từ F bậc tự

do sang hệ có cùng cấu trúc nhưng chỉ còn lại p= F+1-r bậc tự do (hình

3.2). Trong đó r - hạng của ma trận thứ nguyên của không gian các đại

lượng công nghệ đặc trưng, thông thường r chính là số thứ nguyên cơ bản

của không gian đó (đối với hệ hóa học r cao nhất bằng 4: chiều dài L, thời

u~

j~

gian T, khối lựơng M, nhiệt độ θ)

Hình 3.1 Hình 3.2

3.3. Xác định hàm toán mô tả của hệ

Bước 1: xác định các đại lượng không thứ nguyên đặc trưng πj , πu

Bước 2: xác định hàm toán mô tả quan hệ giữa chúng.

Cả hai bước trên đều phải dựa trên cơ sở định lý π của Bukingham.

Định lý π của Bukingham

Nếu có n (n = F+1) các đại lượng đặc trưng có thứ nguyên và không thứ

nguyên tuân theo phương trình toàn phần (là phương trình có dạng không

đổi khi đơn vị đo thay đổi):

(3-4) φ(x1, x2,… xn)=0.

Thì luôn có thể đưa về dạng:

(3-5) Φ(π1, π2,… πp)=0.

Trong đó π1, π2,… πp với p=(n-r) đại lựợng đặc trưng không thứ nguyên

(chuẩn số) và được xác định theo công thức:

k ijx i

1 

(3-6) với  j= p,1 . πj= 

3.4. Ứng dụng định lí π để xác định các đại lượng không thứ nguyên.

Các phuơng pháp xác định chuẩn số:

1) Phương pháp phân tích thứ nguyên.

2) Phương pháp phương trình vi phân.

3) Phương pháp hằng số vật liệu.

Bản chất của 3 phương pháp chỉ là phân tích thứ nguyên. Phối hợp các

phương pháp là giải pháp để dễ dàng trong tính toán. Ở đây chọn phương

pháp thứ nhất.

Định lí π cho biết dạng của chuẩn số theo công thức (3-6), các đại lượng xi

có thể xác định theo công thức Fleischmann:



iaB 

1 

(3-7) xi=

Trong đó:

 Bρ -đại lượng cơ sở thứ ρ.  Bρ=Ciρ.Eρ.

 aiρ -số mũ chỉ là các số nguyên và số không.  r -số thứ nguyên cơ bản trong hệ.

Thay giá trị Bρ vào công thức trên có được:

aiE



a E  i 



a  C  i  i

  1



1 

1 

(3-8) xi= = Ci

ka  i i



ka  i i

1 

Thay giá trị xi vào công thức (3-6), ta có:

a E  i 

k C i





=  C

1 



1 

  1

 C    

   

= πj= (3-9)

Vì πj là những đại lượng không thứ nguyên (chuẩn số) nên số mũ

của các thứ nguyên cơ bản trong công thức trên phải bằng không, nghĩa là:

 =0 với  ρ= r,1

i ka

1

(3-10)

(3-11)

hoặc: (aiρkij)=(0)

với:

 i= n,1

 ρ= r,1

Giải hệ phương trình trên sẽ tìm được giá trị kij, sau đó thay các giá

trị kij này vào (3-6) sẽ có được chuẩn số πj.

3.5. Trình tự phân tích thứ nguyên:

 Lập ma trận thứ nguyên (aiρ) theo bảng 3-1

Bảng 3-1: Ma trận thứ nguyên

X1 X2 … Xp Xp+1 … Xi … Xn

a11 a21 ap1 ap+1,1 ai1 an1 E1

a1p a21 app ap+1,p aip anp Eρ

a1r a2r apr ap+1,r air anr Er

Xác định hạng r’ của ma trận thứ nguyên (aiρ), thường là r’= r. Như vậy

nghĩa là phải tìm được p bộ nghiệm. số chuẩn số cần tìm là p= n-r hay j= p,1

Viết hệ phương trình với số nghiệm cần tìm là n, số phương trình

độc lập là r, do vậy ta phải cho trước p nghiệm tự do. Ứng với mỗi giá trị

của j phải có một bộ nghiệm tự do độc lập. Như vậy phải chọn p bộ nghiệm

tự do độc lập, mỗi bộ có p nghiệm tự do. Với j=i chọn kij=1; với j khác i

chọn kij=0.

Cụ thể:

 j=1, chọn k11=1; k21=k31=k41=…=kp1=0.

 j=2, chọn k22=1; k12=k32=k42=…=kp2=0.

 j=p, chọn kpp=1; k1p=k2p=k3p=…=kp-1,p=0.

Lần lượt giải hệ trên với các bộ nghiệm tự do khác nhau được các nghiệm

còn lại.

Lập ma trận (kij) theo bảng 3-2

Bảng 3-2: Ma trận nghiệm

k1j K2j … kpj kp+1,j … knj

1 0 0 Π1 kp+1,1 kn,1

0 1 0 Π2 kp+1,2 kn,2

0 0 0 1 πp kp+1,p kn,p

3.6. Xác định tham số của mô hình.

Định lí π mô tả quan hệ giữa các chuẩn số bằng hàm:

(3-12) Φ(π1, π2,… πp)=0

Đưa quan hệ này về tập tích:

u u

ju 

(3-13) πj=C 

Trong đó: C, αu –các tham số của mô hình, thường được xác định bằng

thực nghiệm.

Logarit 2 vế của công thức (3-13) có:

u  lg u

ju 

(3-14) lgπj=lgC+ 

Để giải hệ phương trình trên cần phải làm (p+1) thực nghiệm.

PHẦN II. NGHIÊN CỨU, THỰC NGHIỆM VÀ KẾT QUẢ

CHƯƠNG 4. CÁC PHẢN ỨNG, ĐIỀU KIỆN CÔNG NGHỆ VÀ

HƯỚNG QUÁ TRÌNH XẢY RA KHI KHÍ HÓA TRẤU

4.1. Ảnh hưởng của nhiệt độ đến quá trình khí hóa trấu.

Trấu là nhiên liệu rắn nhiệt trị thấp và phân tán nên chỉ khí hóa thành

khí than ẩm sử dụng cho turbin khí hoặc động cơ đốt trong hay để sinh

nhiệt cho nồi hơi yêu cầu vệ sinh môi trường cao.

Nhiệt độ cao trong lò phản ứng dễ dàng làm phân hủy các hợp chất

hydro- thành CO và H2 song cũng tạo ra phản ứng sunfit hóa các muối

sunphat có trong trấu (do rễ cây hút phân sunphat amon, cấu trúc phần

amon thành hạt, gốc sun fat còn lại kết hợp với kim lọai tạo thành. Theo tài

liệu [34], trong thành phần phân bón lúa, sunphat amon chiếm tỷ lệ cao

nhất, tới 60% lượng phân vô cơ). Tài liệu [60] đã đưa ra phản ứng xảy ra ở 1250oC trong lò công nghiệp (ký hiệu kim lọai là Me):

Na2SO4 + C  Na2S + CO2.

Ở nhiệt độ cao, có oxy xảy ra phản ứng sinh nhiệt:

Na2S + O2 Na2O+ SO2

Khí SO2 gây ô nhiễm. Vì vậy chỉ khí hóa trấu ở nhiệt độ < 1100oC.

Lò đốt tầng sôi tuần hoàn các hạt trơ có những ưu điểm khi sử dụng

để khí hóa trấu. Các hạt trơ dễ kiếm, rẻ tiền, vừa có khả năng chuyển nhiệt

từ vùng sau cho vùng trước phản ứng, vừa có khả năng khuấy trộn sẽ là

yếu tố ảnh hưởng lớn đến quá trình nhiệt phân trong thiết bị. Hàm lượng

pha rắn, vận tốc dòng vận chuyển, tính chất vật lí của hạt…ảnh hưởng trực

tiếp đến quá trình trao đổi chất, trao đổi nhiệt…ảnh hướng tới các quá trình

phản ứng và thành phần của khí sản phẩm.

4.2. Các phản ứng và hiệu ứng nhiệt xảy ra trong quá trình khí hóa trấu

Thành phần chính của trấu là xenlulo nên khí hoá trấu xảy ra qua hai giai

đọan: nhiệt phân [9] và khí hóa phần cácbon thiêu kết.

4.2.1. Nhiệt phân hợp chất hydro-

Phần xenlulo trong vỏ trấu bị nhiệt phân theo phản ứng:

C12H22O11 CmHn+ CO

CmHn  C + H2.

Quá trình nhiệt phân xảy ra triệt để được biểu thị qua phản ứng:

C12H22O11 C + CO+ H2.

Phần nitơ có trong thành phần trấu [21] sẽ thóat ra ở dạng nitơ tự do vì

phản ứng khử NOx bằng Cfix và CO xảy ra ở nhiệt độ cao [35]. Lưu

hùynh trong vỏ trấu tồn tại dưới dạng muối sunphat nên bền vững ở nhiệt độ thấp hơn 1200oC

4.2.2. Các phản ứng xảy ra trong pha khí rắn

Các phản ứng chuyển hóa than bằng hơi nước và và khí CO2 nhằm

sản xuất khí than đã có từ lâu, được đề cập trong [10], [36], [37], [38], [42],

[50] là: (1-1), (1-2), (1-3), (1-4), (1-5). Theo [61], metan có thể tạo thành từ C và H2 ngay từ nhiệt độ 300oC nhưng tốc độ phản ứng bị khống chế bởi

họat tính và tốc độ khuếch tán của cacbon. Theo [62] phản ứng đó xảy ra mạnh mẽ khi nhiệt độ đạt 1100oC và xúc tác niken.

4.2.3. Các phản ứng xảy ra trong pha khí.

Oxit cacbon tác dụng với hơi nước theo phản ứng(1-6), với hydro tạo

ra metan theo phản ứng (1-7). Theo [63], metan bị phân hủy khi nhiệt độ đạt 800oC trong phản ứng (1-8). Nếu dư không khí, khí thành phẩm bị cháy

theo phản ứng (1-9).

Quá trình khí hóa diễn ra rất phức tạp: có các phản ứng xảy ra nối

tiếp, có các phản ứng xảy ra song song, cơ chế của các quá trình đó không

thấy được rõ: giai đoạn đầu sự tác động của oxi với cacbon trong vùng

cháy được coi như là tạo một phức hợp hấp phụ oxit trên bề mặt, cơ chế

của quá trình tác dụng hơi nước với cốc bị nung nóng chưa được biết.

Trong thiết bị khí hóa xảy ra hàng loạt các phản ứng tỏa nhiệt và thu

nhiệt. Cân bằng phản ứng (1-3) có xu hướng tạo thành CO [64]. Cân bằng

phản ứng thu nhiệt (1-3), (1-4), (1-5) khi tăng nhiệt độ có xu hướng tạo ra

CO và H2 nhưng sẽ giảm nếu tăng áp suất. Theo [65], cân bằng của phản ứng (1-6) có xu hướng ngược lại khi tăng nhiệt độ cao hơn 1000oC và

không phụ thuộc vào áp suất. Phản ứng (1-7) nghiêng về phía tạo thành

metan khi tăng áp suất.

Tính tóan nhiệt động cho thấy thành phần cân bằng của khí phụ

thuộc vào nhiệt độ và áp suất thực hiện khí hóa. Tuy nhiên sử dụng những

kết quả đó cho khí thực rất khó khăn do sự khác nhau về tốc độ phản ứng

giữa khí thực và khí lí tưởng và khác nhau về hàng lọat các yếu tố công

nghệ ảnh hưởng đến quá trình.

Tốc độ phản ứng khí hóa bị giới hạn bởi tốc độ biến đổi hóa học

trong pha khí, trên bề mặt pha rắn và cả tốc độ khuếch tán. Ở nhiệt độ từ 700 đến 800oC quá trình khí hóa phụ thuộc vào phản ứng hóa học, khi nhiệt độ cao hơn 900oC là tốc độ khuếch tán. Ở điều kiện thực xét tổng

quát quá trình khí hóa xảy ra trong miền rộng phụ thuộc vào yếu tố động

học và khuếch tán. Quá trình khí hóa được tăng cường bằng tăng nhiệt độ,

áp suất khí hóa (để tăng áp suất riêng phần của chất tham gia phản ứng và

thậm chí tăng tốc độ gió thổi, nồng độ oxi ở miệng gió và tăng bề mặt phản

ứng). Để dời quá trình khí hóa về vùng động học người ta dùng than đã

nghiền nhỏ và tăng tốc độ quá trình bằng tăng tốc độ dòng khí nguyên liệu.

Sử dụng phương án ngược chiều dễ tăng nồng độ khí hóa dẫn đến giảm tốc

độ khí và giảm mức độ cuốn than ra khỏi thiết bị. Do đó hệ số tiêu hao

tương đối thấp. Đồng thời trở lực chuyển khối của quá trình khuếch tán

làm giảm tốc độ của quá trình.

4.3. Các phản ứng và hiệu ứng nhiệt xảy ra trong quá trình khí hóa

phần than trấu bằng các lọai khí nguyên liệu

Giả sử hợp chất khí nguyên liệu chỉ gồm các cấu tử cháy được (duy

nhất một chất không cháy là nitơ của không khí); khí hóa đối với phần

cháy được của than trấu, không kể tới tổn thất nhiệt. Khí thỏa mãn giả định

đó được gọi là khí hóa lý tưởng.

4.3.1. Khí than khô lý tưởng

Là sản phẩm của không khí khô với cacbon tinh khiết. Tài liệu [52] cho

phản ứng của cacbon với không khí khô có toả nhiệt và không tính nhiệt

nâng nhiệt độ cho nitơ trong không khí:

2C+O2+3,8N2=2CO+3,8N2+218,72MJ/kmol. (4-1)

Thành phần khí than khô gồm:

CO=2/(2+3,8)=34,5% thể tích.

N2=3,8/(2+3,8)=65,5% thể tích.

Hiệu suất nhiệt của quá trình khí hóa là tỷ số của tổng nhiệt cháy các cấu tử

I

khí trên nhiệt cháy cacbon:

T

285 2. 2.4,394

=72,3%.

Ở đây:

 285: nhiệt trị của 1 kmol CO [MJ];

 394,4: nhiệt trị của 1 mol C [MJ];

Từ 1 kg C tạo ra được 22,4.(2+3,8)/12.2=5,41m3 khí nhiên liệu và nhiệt trị

của nó:

Q=285.2/(12.2.5,41)=4,39 MJ/m3.

4.3.2. Khí than ẩm lý tưởng

Nhận được khi tác dụng than với hỗn hợp khí và hơi nước với hàm

lượng tương ứng với điều kiện cân bằng nhiệt (cân bằng giữa nhiệt tỏa ra

và nhiệt nhận được, không cần thêm nhiệt từ bên ngoài). Nhiệt từ phản ứng

(4-1) đủ bù cho phần cacbon tác dụng với không khí theo phản ứng:

(1-4) C + H2O = CO + H2 - 132,57 MJ/kmol cacbon Cân bằng nhiệt giữa hai phản ứng trên sẽ xác định được lượng

cacbon phản ứng theo (1-4) là 218,72/132,57=1,65kmol. Như vậy thành

phần của khí ẩm lý tưởng: CO-40,1%; H2-18,1%; N2-41,8%. Thể tích khí ẩm lý tưởng tạo ra từ 1kg than là 4,65m3.

Nhiệt trị của nó: Q=7,05MJ/m3.

4.3.3. Khí than ướt lý tưởng

Nhận được khi khí hóa cacbon bằng hơi nước (có nhận nhiệt từ bên ngoài):

C+H2O(hơi)=CO+H2-132,57MJ/kmol.

Thành phần khí than ướt: 50% CO và 50% H2.

I

T (285+241,93)/(394,4+132,57)~100%.

Hiệu suất nhiệt của khí than ướt (có tính tới nhiệt cấp từ bên ngoài)

Thể tích khí than ướt tạo thành từ 1 kg than là: V=22,4.2/12=3,73m3. Nhiệt trị của nó: Q = (285+241,93)/(12.3,73) = 11,7MJ/m3 (nhiệt trị của hydro: 241,93MJ/kmol)

4.3.4. Khí than oxi ướt lý tưởng

Nhận được khi khí hóa cacbon bằng oxi và hơi nước:

2C + O2 = 2CO + 218,72 MJ/kmol.

C + H2O(hơi) = CO + H2 - 132,57 MJ/kmol.

Thành phần lý tưởng của nó dựa trên tỷ lệ tương quan giữa hai phản ứng

để có thể cân bằng nhiệt mà không phải cấp năng lượng từ bên ngoài. Tỷ

số nhiệt giửa 2 phản ứng:

218,72/132,57=1,65 kmol C.

Do đó khi tác dụng 3,65 kmol than với hỗn hợp hơi, oxi tạo thành 3,65

kmol CO và 1,65 kmol H2, tổng cộng là 5,3 kmol khí. Khí than oxi ướt lý

tưởng có chứa:

CO=3,65/5,3=68,9%; H2=1,65/5,3=31,1%.

Lượng khí oxi ướt lý tưởng tạo ra từ 1 kg than là: 22,4.5,3/123,65=2,71 m3.

Nhiệt trị của 1 m3 khí là:

QH=(3,65.285+1,65.241,9)/(3,65.12.2,71)=12,13 MJ/m3.

4.4. Tốc độ các phản ứng xảy ra trong quá trình khí hóa phần cacbon

thiêu kết và hướng xảy ra của quá trình

Các phản ứng có thể xảy ra trong quá trình khí hóa phần than trấu là:

(1-1), (1-2), (1-3), (1-4), (1-5), (1-6), (1-7) và (1-8)

Xét một quá trình có nhiều phản ứng xảy ra không thể chỉ dựa trên

cân bằng hóa học của các phản ứng, vì nhiệt động hóa học không xét đến

quá trình theo thời gian [11]

Trong quá trình hóa học có nhiều phản ứng xảy ra theo các trật tự

khác nhau: nếu quá trình gồm những phản ứng nối tiếp thì tốc độ quá trình

phụ thuộc vào phản ứng có tốc độ chậm nhất; nếu quá trình gồm những

phản ứng song song thì hướng của quá trình là hướng xảy ra theo phản ứng

có tốc độ nhanh nhất và tốc độ của quá trình là tốc độ của phản ứng có tốc

độ nhanh nhất. Theo [12], [13] tốc độ phản ứng phụ thuộc vào bản chất của

phản ứng và nhiệt độ, áp suất và nồng độ của chất tham gia phản ứng.

Tác giả [39] đã nghiên cứu phản ứng C + H2O với nồng độ hơi nước thay đổi từ 0 đến 100% ở nhiệt độ từ 800oC đến 1050oC. Các tác giả [14],

[15], [49], [64] nghiên cứu các phản ứng (1-4) và (1-5) ở nhiệt độ từ 750oC đến 950oC.

Theo [66], phản ứng (1-3) là phản ứng hai chiều, cân bằng phản ứng

đã được nghiên cứu kỹ hơn tốc độ phản ứng. Trong [49], Hamut-V-Kiele

và E.Baeder cho rằng:

Tốc độ phản ứng (1-3) theo chiều thuận chỉ bằng 1/8 tốc độ phản ứng (1-4) ở nhiệt độ cao 850oC đến 1100oC.

Tốc độ phản ứng (1-1) xảy ra với tốc độ nhanh hơn đến 12 lần so với tốc

độ phản ứng (1-4) và đến 100 lần so với tốc độ phản ứng (1-3).

Tác giả [16] cho rằng mô hình động học của phản ứng than –hơi

nước là:

rc=-1,75.109.exp(143000/T).(CH2O)0,88

Phản ứng (1-1) và (1-2) xảy ra đồng thời và cùng tỏa nhiệt, sản

phẩm tạo thành là CO và CO2 xong tốc độ phản ứng (1-1) tăng nhiều theo

nhiệt độ và tốc độ phản ứng (1-2) tăng ít theo nhiệt độ, như vậy trong thành

phần sản phẩm tỷ số CO/CO2 tăng theo nhiệt độ. Bản chất của phản ứng là

tỏa nhiệt rất mạnh cho nên rất khó khống chế được nhiệt độ của lò dễ dẫn

tới hiện tượng quá nhiệt cục bộ. Do tác dụng mãnh liệt của oxy, quá trình

chuyển hóa không xảy ra trên thành các mao quản mà chuyển hóa xảy ra

ngay trên bề mặt than [39].

Các tác giả [32], [55] đã nghiên cứu quá trình tác dụng của cacbon với

oxi khi khí hóa có các phản ứng (1-1), (1-2), (1-3), (1-9) đã đưa ra đại



1 k

a k

. db DSh .

  

  

  

  

lượng 1/k biểu thị cho tổng trở của phản ứng:

Trong đó:

Sh=.d/D: chuẩn số Sevut đặc trưng cho chuyển khối tới hạt nhiên liệu

(chuẩn số khuếch tán Nuxen).

: hệ số chuyển khối tới hạt nhiên liệu

Giá trị của đại lượng kc, a và b tùy thuộc vào cơ chế phản ứng xảy ra trên bề

mặt hạt.

Tác giả [17] cho rằng cacbon và oxi trước khi phản ứng đã xảy ra quá trình

hấp phụ hóa học với các liên kết carbon – oxi khác nhau.

Tác giả [55] đã đưa ra 3 giả định về quá trình khí hóa của cacbon:

1) Từ khoảng cách tới bề mặt hạt bằng bán kính của nó có ngọn lửa

khuếch tán do CO và O2. CO2 tạo thành trong quá trình cháy khuếch tán

vào pha đặc và khuếch tán tới bề mặt hạt và bị khử thành CO rồi khuếch

tán vào vùng cháy. CO2 làm tác nhân trung chuyển vận tải C từ bề mặt hạt

tới vùng cháy dưới dạng CO; còn O2 không đến được bề mặt hạt cacbon.

2) Phản ứng (1-3) không xảy ra, cacbon bị oxi hóa trực tiếp theo phản

ứng (1-2).

3) Cacbon bị oxi hóa theo phản ứng (1-1) rất chậm và không ngăn cản

nổi quá trình khuếch tán oxi tới bề mặt hạt.

kc- hằng số tốc độ tiêu hao cacbon trong phản ứng C+CO2 (1-3) (giả định

1) hay C+O2 (1-1) (giả định 2 và 3) trên bề mặt được đánh giá thứ tự theo

các phản ứng CO2 và O2.

Hệ số a và b bằng:

Giả định 1 Giả định 2 Giả định 3

A 1 2 2

B 1 2 1

Tác giả [32] đã đưa ra các giá trị của hằng số tốc độ phản ứng:

CO2+C= 2CO; kc=1.1010.exp(-30670/T).

5,0

C+0,5O2 =CO; kc=595000.exp(-17949/T).

2COC .

2OC exp(-15083/T).

CO+0,5O2 = CO2; -dCco/dτ=1,3.1011.Cco.

Ci=[kmol/m3].

-dCco/dτ=[kmol/m3.s].

kc=[mm/s].

Qua những hằng số trên và số liệu thực nghiệm với các hạt cốc, bán

cốc, graphit đường kính từ 0,5 đến 2mm, tác giả [55] cho rằng quá trình

xảy ra giữa hai giả định 2 và 3 tức là cơ chế khí hóa cacbon theo (1-1) và

(1-2).



d .

1 ckDSh

Tác giả [32] cũng khẳng định trong biểu thức:

biểu thị cho trở lực động học tổng của phản ứng, nếu đặt f=(1/kc) thì các

giá trị của f phụ thuộc vào đường kính hạt nhiên liệu thể hiện qua bảng:

d(mm) 0,15 3

f 0,9 0,3

Các tác giả cũng khẳng định rằng hằng số động học phụ thuộc rất nhiều

vào lọai than, bán cốc, vì vậy đại lượng f đối với mỗi lọai than khác nhau

thì khác nhau. Việc nghiên cứu động học phản ứng tác dụng cacbon với hơi

nước cần được tiến hành đối với từng lọai nguyên liệu cacbon riêng [46].

Do đó việc thực nghiệm xây dựng hàm tóan riêng cho quá trình khí hóa

trấu là điều cần thiết.

Như vậy qúa trình khí hóa cacbon thực hiện ở nhiệt độ cao T=850

đến 1100oC và trong không khí ẩm sẽ xảy ra theo hướng:

(1-1) 2C + O2 = 2CO

(1-2) C + O2 = CO2

(1-4) C + H2O = CO + H2

Theo tài liệu [1], trấu là nhiên liệu có nhiệt trị thấp, khi đốt trấu không có gia nhiệt trước, nhiệt độ khói lò chỉ đạt 1200oC, quá trình khí hóa nhiệt độ

còn thấp hơn, Vì vậy sử dụng hạt trơ để chuyển nhiệt từ khí thành phẩm

cho khí nguyên liệu là điều cần thiết.

CHƯƠNG 5. CƠ SỞ THỦY ĐỘNG VÀ CHUYỂN NHIỆT CỦA LỚP

SÔI CÓ CÁC HẠT TRƠ

5.1. Vận tốc tới hạn của lớp sôi trấu có các hạt trơ.

Vận tốc tới hạn (th) là vận tốc khí làm cho hạt bắt đầu chuyển từ trạng

thái tĩnh sang trạng thái động. Thiết bị tầng sôi là thiết bị làm việc với chế

độ >th. Có rất nhiều công trình nghiên cứu công bố công thức tính vận

tốc tới hạn thông qua chuẩn số Reynolds [43], [53], [67], [68], [69], [70],

[71], [72], [73], [74], [75]; [80] cho công thức đơn giản:



th d.  td 

(5-1) Reth= 0,0736Ar0,625.εth(dmax/dtd)0,375

Phạm vi sử dụng công thức (5-1) chỉ trong vùng 20

quát hơn người ta có thể dùng công thức Todec [67] để tính vận tốc tới

hạn:

5,0



(

150

)

  th 3  th

.75,1  th

(5-2) Reth=

5.2. Vận tốc cuốn theo

Là vận tốc khí làm cho hạt bị cuốn ra khỏi thiết bị. Ký hiệu vận tốc

cuốn theo là c. Chế độ làm việc với vận tốc >c gọi là chế độ vận tải.

Tác giả [80] cho rằng giới hạn trên của vận tốc khí đi qua lớp sôi là vận

tốc cuốn vc được xác định theo công thức:

5,0

c d.  td 

Ar 61,0



(5-3) = Rec=

Trong [47], [51] đề cập đến mối liên quan giữa lượng pha rắn cuốn theo

và đường kính, khối luợng riêng của hạt, vận tốc khí. Theo [74], [79] lượng pha rắn cuốn theo dòng khí K (kg/m2.s) được tính theo công thức:

+ Khi 0,016

0,56

)

2 td gdK . .   .( c

(5-4) =2,78.103.Rec

+Khi 0,16

1,15

)

2 td gdK . .   .( c

(5-5) =0.01 Rec

Hệ số trở lực của lớp sôi được tính theo công thức :

(5-6) ξ=0,248+24/Rec+0,248(1+194/Rec)0,5

3 tddg .

Ở đây:

  .( ) 2 . 

 Ar = - chuẩn số Arsimet.

 dtd: đường kính tương đương của hạt trong lớp sôi, [m].

 ν: độ nhớt động học của pha khí, [m2/s].

 g: gia tốc trọng trường, [m/s2].

 ρr: khối lượng riêng hạt rắn, [kg/m3].

 ρ: khối lượng riêng pha khí, [kg/m3].

 th: vận tốc tới hạn, [m/s].

 c: vận tốc cuốn theo, [m/s].

 Re th = (th.dtd)/ν - chuẩn số Reynolds tới hạn.

 Re c = (c.dtd)/ν - chuẩn số Reynolds cuốn theo.

5.3. Các quá trình chuyển nhiệt trong lớp sôi trấu có các hạt trơ.

Theo [76], xác định hệ số chuyển nhiệt là vấn đề quan trọng và khó khăn.

Quá trình trao đổi nhiệt giữa các hạt với nhau, với vật thể trong tầng qua

các hình thức: dẫn nhiệt, chuyển nhiệt bức xạ. Trao đổi nhiệt giữa khí và

hạt là đối lưu. Ảnh hưởng nhiều nhất là mật độ hạt trong không gian vận

chuyển. Điều đó liên quan mật thiết với vận tốc khí.

5.3.1. Chuyển nhiệt giữa khí và hạt

Đây là quá trình chuyển nhiệt đối lưu. Tác giả [40], [77] cho các công thức

tính trong các miền khác nhau:

Khi Re/ε>200 hệ số chuyển nhiệt được tính theo công thức:

(5-7) Nu=α.dtd/λ=0,4.(Re/ε)0,67.Pr0,33

Khi Re/ε>200 hay Ar>106 hệ số chuyển nhiệt được tính theo công thức :

(5-8) Nu=0,26.(Ar.Pr)0,33

Khi Re/ε<200 hay Ar<106 hệ số chuyển nhiệt được tính theo công thức :

(5-9) Nu=0,016(Re/ε)0,33.Pr0,33

Ở đây:

 λ-hệ số dẫn nhiệt của khí, [W/m.oK].

 ε-độ xốp của tầng sôi.

Các nghiên cứu cho thấy chiều cao của lớp trao đổi nhiệt rất bé. Nếu

đường kính hạt dth<2mm thì chiều cao lớp trao đổi nhiệt không quá 20mm,

khí đi ra khỏi lớp đó có nhiệt độ bằng nhiệt độ hạt.

5.3.2. Chuyển nhiệt giữa dòng hạt trơ và vật thể trong dòng.

Hệ số chuyển nhiệt, chuyển khối từ vật thể nằm trong tầng không

lớn, nhất là trong tầng các hạt nhỏ. Khi tăng tốc độ khí càng cao, chuyển

động của hạt càng lớn, sự xáo trộn bề mặt càng lớn và hệ số chuyển nhiệt

cũng tăng theo. Tuy nhiên nó chỉ tăng đến giá trị lớn nhất rồi từ từ giảm.

Điều đó được giải thích bằng sự tăng độ xốp trung bình trong cả tầng dẫn

đến tăng thời gian giữa hai lần va chạm của hạt trong tầng với vật thể trong

tầng. Trong lò phản ứng cần thiết có giá trị trao đổi nhiệt cao, tương ứng

với giá trị chuyển khối cao để duy trì quá trình phản ứng. Hệ số chuyển

nhiệt còn phụ thuộc vào đường kính hạt trơ, nồng độ hạt trơ.

5.3.3. Đường kính hạt trong lớp và độ xốp của hạt trong lớp

Khi tăng đường kính hạt và độ xốp, hệ số chuyển nhiệt giảm. Điều

đó được lý giải bằng số lần tiếp xúc và số điểm tiếp xúc giảm. Để đánh giá

đại lượng αmax người ta coi chiều dày hiệu dụng của khe khí có thể tích

bằng thể tích của khe giữa bề mặt và mặt cắt qua tâm hạt:

δc=0,5.d.ε

Khi đó hệ số trao đổi nhiệt giữa bề mặt vật thể và tầng là:

(5-10) αmax=λ/ δc=2. λ/ d.ε

Hay là:

(5-11) Numax=( αmax .dtd)/λ =2/ε ~4

Chuyển nhiệt giữa các vật thể nhỏ (so với đường kính hạt trong tầng) bị

ảnh hưởng bởi độ cong bề mặt của nó. Trở lực nhiệt lúc đó Rt là trở lực

nhiệt của hình cầu có đường kính ngoài là dn.

(5-12) Rt=d(1-d/ dn)/2λ

Nếu như xác định từ thể tích bọt khí, thì hệ số chuyển nhiệt lớn nhất

từ vật thể có đường kính bằng đường kính hạt trong tầng tính từ công thức :

Numax=( αmax .dtd)/λ=2/[1-(1-ε)0,5] ~10 (5-13)

Khi thực hiện công nghệ ở tốc độ >0,5c sẽ có hiện tượng cuốn

phần lớn hạt ra khỏi thiết bị. Hệ số chuyển nhiệt lớn nhất nhận được khi

>0,5c. Khi tăng đường kính hạt và tăng nhiệt độ, tốc độ tối ưu gần với

tốc độ cuốn theo. Ở những tốc độ vượt qua tốc độ tối ưu, các hạt đa phân

tán thường đạt được độ đồng nhất trong không gian. Ở tốc độ nhỏ dễ thấy sự phân tầng các hạt to, nhỏ. Khi nhiệt độ trung bình vượt quá 800oC bắt

đầu có ảnh hưởng của bức xạ. Khi đó hệ số chuyển nhiệt cần phải tính

thêm phần bức xạ:

αbx=7,3.k0.εh .εT.T3.

Trong đó:

k0: hằng số Stefan-Bonzman εh :độ đen của hạt

T: nhiệt độ bề mặt vật thể εT :độ đen của vật thể

5.3.4. Chuyển nhiệt giữa những vật thể có kích thước nhỏ

Trong tầng các hạt rất nhỏ thì chuẩn số Ar tiến gần tới không

(Ar0), tốc độ dòng khí xuyên qua lớp hạt rất nhỏ, khi đó chuyển nhiệt

đối lưu nhỏ hơn dẫn nhiệt. Hệ số chuyển nhiệt lớn nhất xác định từ công

thức :

(5-14) Numax=10+0,23.(Ar.Pr)0,33

Trong đó:

 Pr=(C..ρ)/λ là chuẩn số Prandlt cuả khí;

 C- nhiệt dung riêng của khí, [J/kg.oK];

Một số thí nghiệm đã chỉ ra rằng hệ số chuyển nhiệt từ vật thể cố

định và vật thể cuốn trôi là như nhau. Khi khối lượng riêng của vật thể bị

cuốn trôi khác nhiều với vật thể trong tầng, công thức trên sẽ kém chính

xác. Nếu nặng hơn nó chìm dưới tầng thì hệ số chuyển nhiệt sẽ lớn hơn.

Nếu nhẹ hơn, nó nổi lên trên tầng và hệ số chuyển nhiệt sẽ nhỏ hơn.

5.3.5. Ảnh hưởng của độ xốp tầng sôi đến chế độ trao đổi nhiệt

Độ xốp của tầng sôi thay đổi theo tốc độ khí:

(5-15) ε = εth(v/vth)a

Ở đây a = 0,07.Ar0,031 (5-16)

Độ xốp của tầng sôi ổn định theo chiều cao. Chỉ ở gần vùng trên mật

độ hạt giảm theo hàm mũ và tiến tới không. Tại vùng này hệ số chuyển

nhiệt giảm rất nhanh, tỷ lệ thuận với nồng độ pha rắn trong khí.

Khi >0,34c các hạt bé bị cuốn lên phía trên, các hạt nhỏ bị mang ra

khỏi thiết bị. Nếu thu lấy những hạt đó cấp lại phía dưới tầng sẽ được tầng

sôi ổn định. Chế độ đó được gọi là tầng sôi tăng cường vì các quá trình

công nghệ xảy ra với cường độ độ lớn.

Như vậy:

Khí hóa trấu là điều cần thiết vì giải quyết đồng thời vấn đề môi

trường và kinh tế. Do có các đặc tính riêng: khối lượng riêng thấp, diện tích

bề mặt riêng lớn, cấu tạo dạng bản mỏng nên ít bị phân tán dưới tác động

của dòng khí nên phương pháp khí hóa trấu hiệu quả nhất là sử dụng lò

tầng sôi có tuần hoàn các hạt trơ.

Khí hóa trấu trong lò tầng sôi có tuần hoàn các hạt trơ được thực

hiện dưới chế độ tăng cường, các quá trình chuyển khối, chuyển nhiệt xảy

ra với cường độ lớn.

Công thức tính vận tốc tới hạn th là (5-1) và (5-2).

Vận tốc cuốn c được xác định theo công thức (5-3).

Lượng pha rắn cuốn theo K được tính theo công thức (5-4) và (5-5).

Hệ số trở lực của lớp sôi được tính theo công thức (5-6).

Chuyển nhiệt giữa khí và hạt tính theo công thức (5-7), (5-8) và (5-9).

Hệ số trao đổi nhiệt giữa bề mặt vật thể và tầng tính theo công thức (5-

10) và (5-11).

Hệ số chuyển nhiệt lớn nhất từ vật thể có đường kính bằng đường kính

hạt trong tầng tính từ công thức (5-13).

Hệ số chuyển nhiệt lớn nhất nhận được khi >0,34c.

Hệ số chuyển nhiệt lớn nhất giữa những vật thể có kích thước nhỏ xác

định từ công thức (5-14).

Hệ số chuyển nhiệt từ vật thể cố định và vật thể cuốn trôi là như nhau.

Độ xốp của tầng sôi thay đổi theo tốc độ khí xác định theo (5-15) và (5-16).

CHƯƠNG 6. BỐ TRÍ THIẾT BỊ THỰC NGHIỆM

Để quá trình thực hiện các thí nghiệm khí hoá trấu bằng không khí ẩm

6.1. Yêu cầu về hệ thống thiết bị thí nghiệm

được chính xác và để có thể xác định được các thông số công nghệ của

quá trình, hệ thống thí nghiệm phải đáp ứng được các yêu cầu kỹ thuật

chính như sau:

 Hệ thống phải đảm bảo khả năng làm việc lâu dài, đủ tin cậy.

 Hệ thống phải đảm bảo kín, tránh rò khí sản phẩm phản ứng ra bên

ngoài.

 Hệ thống phải đảm bảo được khả năng điều khiển vận tốc khí dễ

dàng.

 Hệ thống phải đảm bảo được khả năng điều khiển nhiệt độ phản

ứng dễ dàng.

 Hệ thống phải đảm bảo tác nhân khí hoá là nước và không khí được

cấp vào lò ổn định và có thể điều chỉnh được theo yêu cầu.

 Xác định được các thông số công nghệ trong quá trình phản ứng

một cách nhanh chóng và thuận lợi nhất.

 Hệ thống đơn giản, tin cậy và dễ thao tác vận hành.

Để đảm bảo được các điều kiện trên, đã xây dựng được hệ thống

thiết bị khí hoá trấu bằng không khí ẩm như trình bày trên hình 6.1

Hình 6.1. Sơ đồ thực nghiệm

6.2. Hệ thống thí nghiệm gồm có

 1-Quạt đẩy  10-Van xả hạt trơ.

 2 và 4-Van điều chỉnh lưu lượng.  12-Cột hồi lưu hạt trơ.

 3 và 5-Đồng hồ đo vận tốc pha khí  11- Máy tiếp liệu hạt trơ

 6-Thiết bị gia nhiệt sơ bộ  13-Xiclon.

 7, 14, 16-Nhiệt kế.  15-Buồng đốt khí

 8-Máy tiếp liệu trấu.  17-Hệ thống đường ống.

 9-Ejector  18-Tháp khí hóa

6.3. Nguyên lý hoạt động của hệ thống thiết bị thí nghiệm khí hoá trấu

bằng không khí ẩm

Với mục đích xác định đặc trưng chuyển động, lập công thức mô

tả hệ số chuyển nhiệt, hệ số chuyển khối trong thiết bị và nhiệt trị của

khí thành phẩm, xác định điều kiện để đạt nhiệt trị lớn nhất, phải xây

dựng mô hình thực nghiệm có thể đo trực tiếp hoặc gián tiếp các thông

số về chuyển khối, chuyển nhiệt. Việc đo thành phần khí sản phẩm trong

thiết bị mô hình rất khó khăn, kém chính xác và tốn kém vì trong quá

trình phản ứng nhiệt phân, khí hóa có rất nhiều hợp chất khí [9], [41],

trong khi mục đích của đề tài nghiên cứu chủ yếu quan tâm đến nhiệt trị

của khí sản phẩm. Việc xác định nhiệt trị của khí sản phẩm thông qua

chênh lệch nhiệt độ của khí thành phẩm và nhiệt độ khói lò khi cháy

hoàn toàn khí sản phẩm đó.

Trên hình 6.1 mô tả hệ thống thiết bị thí nghiệm khí hóa trấu gồm

các nguồn cấp sau:

Nhiện liệu rắn được định lượng bằng máy cấp liệu kiểu rung động

(8). Cơ cấu gây rung là cuộn nam châm điện xoay chiều hút lõi sắt làm cho

lõi sắt từ chuyển động tịnh tiến qua lại có tần số đổi chiều chuyển động

bằng tần số của dòng xoay chiều chạy qua cuộn nam châm. Lõi sắt từ được

liên kết với khay rung có phương chuyển động trùng với nhau. Năng suất

của máy tiếp liệu được điều chỉnh thô bằng độ mở cao, thấp của cửa xả đáy

bunker cấp liệu và điều chỉnh tinh bằng biên độ dao động của sàng (được

khống chế bằng điện áp trên cuộn nam châm điện). Như vậy lượng hạt

được tải qua máy tiếp liệu được hiển thị bằng số vạch trên núm điều chỉnh

điện áp trên cuộn dây cảm ứng của nam châm điện và số vạch chỉ thị

khoảng cách từ van lá của bun-ke tiếp liệu đến mặt khay rung. Nhiên liệu

rắn được định lượng qua máy tiếp liệu rơi xuống ống dẫn vào đáy tháp

phản ứng

Không khí được quạt (1) đẩy qua ngã ba theo 2 nhánh:

1-Nhánh thứ nhất qua van điều chỉnh lưu lượng (4) và thiết bị biểu

thị vận tốc không khí (5) qua thiết bị gia nhiệt sơ bộ (6) (nhằm nâng và duy

trì nhiệt độ trong tháp đạt nhiệt độ phản ứng) vào đáy tháp khí hóa.

Nhiệt kế (7) biểu thị nhiệt độ không khí trước khi vào đáy tháp khí

hóa. Tháp khí hóa (18) là ống thép hình trụ được bảo ôn bên ngoài, đường

kính trong Φ42mm, dài 4m đặt thẳng đứng. Đáy tháp có bố trí ejector (9)

để trộn, vận chuyển nhiên liệu rắn và hạt trơ lên phía trên. Trong quá trình

vận chuyển xảy ra quá trình trao đổi nhiệt từ hạt trơ sang nhiên liệu rắn để

đạt nhiệt độ nhiệt phân, khí hóa nhiên liệu rắn và cháy nhiên liệu khí.

Xyclon để thu hồi các hạt chưa cháy hết và hạt trơ cấp trở lại vào đáy tháp

qua cột hồi lưu hạt trơ (12). Cột hồi lưu hạt trơ đóng vai trò của xiphong

ngăn không cho không khí thổi ngược vào đáy xiclon. Lưu lượng hạt trơ

được điều chỉnh qua máy tiếp liệu hạt trơ. Khí ra khỏi xiclon được cấp vào

buồng đốt, nhiệt độ của khí trước khi vào buồng đốt được biểu thị nhiệt độ

qua nhiệt kế (14)

2-Nhánh thứ hai qua van điều chỉnh lưu lượng (2) và thiết bị biểu thị

vận tốc không khí (3) để đốt cháy khí trong buồng đốt (15). Buồng đốt khí

là một ống thép có lót lớp cách nhiệt và chịu nhiệt. Nhiệt độ khí sau buồng

đốt được hiển thị qua nhiệt kế (16).

6.4. Mô tả hoạt động của hệ thống thí nghiệm

Không khí được quạt (1) đẩy qua van (4). Lưu lượng khí được điều

chỉnh bằng độ mở của van, giá trị của nó được hiển thị qua đồng hồ vận tốc

khí (5) rồi đi vào thiết bị gia nhiệt sơ bộ (6) và đẩy vào ejector (9) bố trí

dưới đáy tháp khí hóa.

Trấu được trộn nước đạt độ ẩm cần thiết được chứa ở bunker của

máy cấp liệu rắn (8) được định lựơng bằng biên độ dao động của bộ rung

động điện từ rơi xuống đáy tháp khí hóa (18). Điều chỉnh lưu lượng trấu

bằng thay đổi điện áp trên cuộn từ thông qua chiết áp. Hạt trơ đã được nạp

vào ống lường lưu lượng được xả qua van chặn xuống đáy tháp. Lưu lượng

hạt trơ được điều chỉnh bằng điện áp trên bộ rung động máy cấp liệu hạt trơ

(11) và hiển thị qua vạch chia núm chiết áp. Nhờ áp lực của không khí thổi

qua ejector, hạt trơ và trấu cùng được cuốn lên trên đỉnh tháp. Trong quá

trình chuyển động lên trên, hạt trơ và trấu, không khí được trộn vào nhau

và thực hiện quá trình chuyển nhiệt từ hạt trơ qua không khí, qua trấu. Trấu

được nung nóng, bốc hơi ẩm thành hơi quá nhiệt và nhiệt phân ra khí

hydro- ; khí tiếp xúc với không khí nhiệt độ cao bốc cháy sinh nhiệt và

chuyển nhiệt cho hạt trơ.

Hỗn hợp khí và hạt trơ, sau khi qua tháp khí hóa được dẫn qua

xiclon (13), ở đây thực hiện quá trình tách khí khỏi chất rắn: hạt trơ được

lắng xuống đáy vào ống hồi lưu (12) thứ tự nạp trở lại đáy tháp qua máy

cấp liệu hạt trơ (11). Phần khí được đưa ra cửa thóat của xiclon và được ghi

nhận nhiệt độ bằng nhiệt kế (14) rồi vào buồng đốt khí. Tại đây xảy ra quá

trình cháy khí sản phẩm. Lượng không khí để đốt cháy khí sản phẩm được

cấp bằng quạt (1), được khống chế bằng van chặn và hiển thị qua đồng hồ

vận tốc khí (2). Nhiệt độ của khí ra khỏi buồng đốt được hiển thị qua nhiệt

kế (16). Chênh lệch nhiệt độ T(16)-T(14) biểu thị nhiệt trị của khí sau tháp

phản ứng (khí sản phẩm) qua mối quan hệ:

Q={[T(16)-T(14)].m1+m2. [T(16)-T(7)]}C/m

(6-1) Q ={[T(16)-T(14)].m1+(m-m1). [T(16)-T(7)]}C/m

Trong đó :

m1 : lượng không khí đủ để khí hóa 1kg trấu=..2./4

m2= m- m1: lượng không khí đủ để cháy lượng khí sau khí hóa 1 kg trấu.

m : lượng không khí đủ để cháy hết 1kg trấu=4,96kg/kg trấu.

C : nhiệt dung riêng của không khí=1,34kJ/kgoK.

 : khối lượng riêng không khí=1,23kg/m3

Các số liệu thu được trong quá trình phản ứng sẽ được ghi lại và lập

thành các bảng số liệu để xử lý, tính toán và thiết lập mô hình thống kê, mô

hình vật lý của quá trình khí hóa trong lò tầng sôi có tuần hoàn các hạt trơ.

6.5. Tính toán các thông số nguyên liệu và kích thước chi tiết thiết bị

thí nghiệm

Các thông sô kỹ thuật về mô hình:

Đường kính của ejector:

Tham khảo kết cấu của ejector trong [78] chọn là 16

Theo công trình nghiên cứu [1], vận tốc của dòng khí đảm bảo để lôi cuốn

trấu đủ theo điều kiện cháy hoàn toàn là e=3m/s; tính theo [42], [74] chọn

vận tốc không khí tại đầu vào của ejector e=34m/s.

Đường kính của thân lò

Chọn đường kính trong thân lò là 42, lọai ống gang đúc có sẵn trên thị

trường. Đường kính thân lò lớn hơn đường kính của ejector, tâm lò trùng

với tâm ejector như vậy khoảng cách thành lò và vành ngoài của ejector tạo

thành không gian chứa vật liệu rắn. Vị trí cửa nạp trấu và ống hồi lưu hạt

trơ có ảnh hưởng nhiều đến chế độ làm việc của tháp phản ứng: nếu cửa

nhập liệu cao quá, vật liệu rắn lấp kín miệng ejector; tháp phản ứng khi đó

làm việc theo chế độ tầng sôi vòi rồng [68], [79], [81].

Chiều cao của thân lò

Tác giả [1] cho biết thời gian cháy của trấu là 0,71s; vận tốc cuốn theo

c=3,2m/s, chọn chiều cao tháp là 4m.



,0.

Thể tích tháp là:

2 hd . . 4

042 4

V= = =0,0055m3

Đường kính ống dẫn khí trong tòan hệ

Từ điều kiện vận tốc khí tại ejector có đường kính 16: e=3m/s; vận tốc khí ở

đường ống <3m/s, chọn kích thước ống dẫn khí 32.

Đường kính của xiclon : Lưu lượng khí qua nhánh khí hóa V=e ..d2 /4=3..0,0162 /4=6.10-4m3/s, tra theo

[19] có đường kính xiclon 254mm.

Máy tiếp liệu trấu: loại rung động điện từ.

Máy tiếp liệu hạt trơ: loại rung động điện từ.

Quạt:

Từ [1], [67], [82], [83] có công thức tính trở lực của tháp cháy:

p=p1+2p2+p3=776+2400+2011777Pa, chọn máy thổi blower có áp

suất tĩnh 300mmH2O, công suất 1/5 kW.

Nhiệt kế T(7): E5AZ Omrol có bộ phận điều khiển tự động đóng mở theo nhiệt độ đặt trước. Độ chính xác +/-2oC

Nhiệt kế T(14), T(16): cặp nhiệt điện nối tiếp với điện kế điện từ. Độ chính xác +/-5oC

Van điều chỉnh lưu lượng: loại van chặn đường kính thông 3’/4.

Đồng hồ đo vận tốc không khí: AA Omrol.

Thiết bị gia nhiệt sơ bộ (6)

Nguồn năng lượng: điện áp 220V, 1 pha.

Công suất điện: 1,2 kW .

Nhiệt độ làm việc: 400oC600oC.

Kết cấu: điện trở trần quấn trong ống sứ cách điện, chịu nhiệt, được mắc

nối tiếp vào nguồn điện 220V, 1pha qua khởi động từ.

Chế độ làm việc: nhận lệnh đóng mở từ nhiệt kế có tiếp điểm đóng ngắt tại

nhiệt độ tùy chọn.

Van xả hạt trơ: Van nắp

Cột hồi lưu hạt trơ.

Buồng đốt khí có kích thước trong 200mm x 500mm.

CHƯƠNG 7. THIẾT LẬP MÔ HÌNH THỐNG KÊ MÔ TẢ QUÁ

TRÌNH KHÍ HÓA TRẤU BẰNG LỚP SÔI CÓ CÁC HẠT TRƠ.

7.1. Thiết lập mô tả thống kê:

Để đánh giá mức độ ảnh hưởng của từng yếu tố trong sự tác động qua lại

giữa chúng và tìm phương án phối hợp tối ưu các yếu tố đó phải thiết lập

mô tả thống kê đa biến. Các thông số đưa vào nghiên cứu thực nghiệm đa

biến ảnh hưởng đến nhiệt trị của khí gồm:

1. Tỉ lệ không khí và trấu: quyết định nhiệt trị của khí thành phẩm, nếu lượng

khí nhiều quá sẽ dẫn đến quá trình cháy khí thành phẩm. Tỉ lệ khí và trấu được

quyết định bằng cân bằng nhiệt của phản ứng khí hóa. Phản ứng khí hóa

cácbon đã biết, song quá trình khí hóa trấu bao gồm hai giai đọan với quá trình

khí hóa phức tạp hơn quá trình khí hóa cacbon nên thực nghiệm với những tỷ lệ

khác nhau, thay đổi tỷ lệ khí rắn có thể thực hiện bằng cách thay đổi lượng trấu

hoặc thay đổi lượng khí, vì vậy lượng trấu và lượng khí là hai đại lượng có ảnh

hưởng đến nhiệt trị thể hiện qua các phản ứng khí hóa (1-1), (1-4):

2C + O2 = 2CO

C + H2O = CO + H2

và phản ứng cháy (1-2):

C + O2 = CO2

Lưu lượng khí là đại lượng tỷ lệ với vận tốc khí, ảnh hưởng đến

nhiệt trị thông qua tỷ lệ khí trấu, ngòai ra trong lò tầng sôi nó còn ảnh

hưởng thông qua độ phân tán của nhiên liệu trong lò, năng suất chuyển

nhiệt, chuyển khối của lò. Vì đo vận tốc dễ hơn nên chọn vận tốc là yếu tố

tác động thay cho lưu lượng khí.

2. Lượng nước tham gia phản ứng (biểu thị qua độ ẩm của trấu).

3. Hàm lượng các hạt trơ.

Các yếu tố trên có liên quan lẫn nhau và được điều khiển thông qua

các yếu tố dễ điều khiển và dễ hiển thị trong thiết bị thí nghiệm.

Sau khi phân tích lý thuyết, mô hình nghiên cứu thực nghiệm có dạng hộp đen

HỘP ĐEN

kk (x1) T(y1) mtr (x2)

% (x3)

mc (x4)

Hình 7.1. Mô hình bài toán hộp đen.

Các thông số đầu vào:

1. Vận tốc khí trong buồng khí hóa (m/s)

2. Lưu lượng trấu cấp vào buồng khí hóa (kg/h)

3. Độ ẩm của trấu (%)

4. Lưu lượng hạt trơ (kg/h)

Các thông số đầu ra

1. Chênh lệch nhiệt độ khí trước buồng cháy và sau buồng cháy.

Lập mô hình thống kê thực nghiệm bậc 1.

Xác định miền nghiên cứu

Phương án thực nghiệm bậc 1 có dạng trực giao. Đây là phương án thực

nghiệm được thiết kế có hai mức đối xứng ở tâm với miền thực nghiệm

giới hạn trong khoảng giữa điểm trên (có giá trị mã hóa là +1) và điểm

dưới (có giá trị mã hóa là -1).

Miền nghiên cứu của các thông số nghiên cứu đầu vào được lựa chọn

dựa trên kết quả nghiên cứu lý thuyết về thiết bị khí hóa. Để đảm bảo tính

chất tuyến tính, miền thực nghiệm được lấy bằng từ 30 ÷ 50 % khoảng

cách vùng thực sự ảnh hưởng và đảm bảo các điểm thực nghiệm thực sự là

khác nhau khi đo đạc thông số vào.

1. Vận tốc khí:

Theo [1], vận tốc của dòng khí đảm bảo để lôi cuốn trấu đủ theo điều

kiện cháy hoàn tòan là e=3m/s. Chọn vận tốc không khí tại đầu vào của

ejector (16) e=34m/s. Thân lò chọn đường kính trong 42 là lọai ống

gang đúc có sẵn trên thị trường. Như vậy vận tốc của dòng khí trong tháp

khí hoá là

 = e.(16/42)2=0,440,6m/s.

Chọn  =0,60,8m/s

2. Lưu lượng trấu:

Lưu lượng khí qua lò: Vkk=..2/4=0,6..0,0422/4=8,3.10-4m3/s

là đại lượng ảnh hưởng đến nhiệt trị thông qua tỷ lệ khí trấu.

Thành phần hóa học của trấu theo [21] cho ở bảng 7-1; theo [22], [23]

cho ở bảng 7-2.

Lưu lượng trấu được quyết định bởi lưu lượng không khí thổi qua lò

theo cân bằng vật chất của quá trình khí hóa:

Giả sử cân bằng nhiệt đủ để tạo khí thì tính lượng khí cần thiết cho khí

hóa theo các phản ứng:

2C+O2+3,8N2=2CO+3,8N2+218,72MJ/kmol.

2.12 g cacbon tác dụng hết với 2.16g Oxi kèm theo 3,8.2.14 Nitơ.

Trong SO4 có 32g S và 64g Oxi.

Nếu như cho rằng S tồn tại trong vỏ trấu dưới dạng sunphat do rễ cây

hút muối khóang từ đất lên thì phần Oxi trong bảng trên có 0,07.2=0,14%

là hợp chất sunphat, số còn lại: 31,72-0,14=31,58 sẽ liên kết với C thành

CO.

Theo tỷ lệ: Oxi/C=16/12lựơng oxi cần cho khí hóa 100kg trấu là:

(42,12-31,58.12/16).16/12=24,58kg

Theo tỷ lệ: không khí khô/C=(3,8.2.14+2.16)/12lựơng không khí cần

cho khí hóa 100kg trấu là:

(42,12-31,58.12/16).(3,8.2.14+2.16)/12=212,617 kg.

Thể tích không khí khô cần cho khí hóa 100 kg trấu là:

212,617/1,24=171,2m3.

Bảng 7-1 Thành phần hóa học, nhiệt trị của trấu. (Nguồn FAO Thailan)

H % N % O % S % Tro % Nhiệt trị MJ/kg Cố định C %

42,12 5,31 0,49 31,72 0,07 20,29 15,8 20

Bảng 7-2 Thành phần hóa học của trấu. (Nguồn FAO Philipine)

Độ ẩm Cacbon cố Tro Chất bốc Khối lượng

định % % %

riêng đống [kg/m3] 16,4218,34 61,164,37 105107 8,1211,54 19,220,67

Tỷ lệ không khí khô/trấu theo yêu cầu của công nghệ khí hóa là:

X=171,2/100=1,712m3kkk/kg trấu.

Lượng trấu tương ứng với lượng không khí khô nói trên:

mtr = Vkk/ X =8,3.10-4/ 1,712= 4,8.10-4 kg/s=1,7kg/h

Chọn mtr=23kg/h.

Cường độ thể tích của lò buồng [60]: q=3501400kW/m3.

Giá trị trung bình q=880 kW/m3.

Nhiệt trị của trấu: QH=15800kJ/kg.

Kiểm tra thể tích lò cần thiết để đốt hết lượng trấu đã chọn:

Vlo=F.l = mtr.QH/q.

(/4).0,0422.l=4,8.10-4.15800/1400.

l=4,8.10-4.14800.4/(.1400. 0,0422)=3,8m.

3. Độ ẩm của trấu:

Ảnh hưởng đến nhiệt trị thể hiện qua phản ứng khí hóa cacbon (1-1):

Như vậy kích thước lò phù hợp với yêu cầu thí nghiệm.

2C + O2 = 2CO + 218,8 MJ/kmol cacbon

Phản ứng trên sinh nhiệt, để cho khí thành phẩm có nhiệt trị cao, phải sử dụng

nhiệt phản ứng trên cho một phản ứng khí hóa cacbon thu nhiệt (1-4):

C + H2O = CO + H2 - 132,57 MJ/kmol cacbon

Hoặc (1-5):

C + 2H2O = CO2 + 2H2 - 89,5 MJ/kmol cacbon.

Nếu không kể đến tổn thất nhiệt và nhiệt nung nóng nitơ trong không

khí tham gia phản ứng thì nhiệt trị của quá trình khí hóa cacbon đạt cao

nhất khi tỷ lệ giữa phản ứng (5-1) và (5-4) ở giá trị tổng nhiệt phản ứng của

chúng bằng không, tức là có một tỷ lệ nào đó của nước và không khí làm

cho nhiệt trị đạt giá trị lớn nhất [64]

H2 +1/2 O2  H2O, H=-241,8 kJ/mol (phản ứng sinh nhiệt).

C+1/2 O2  CO , H=-110,5 kJ/mol (phản ứng sinh nhiệt).

-H2 -1/2 O2 + C+1/2 O2 - H2O+ CO , H=131,3 kJ/mol.

C+ H2OCO+ H2, H=131,3 kJ/mol. (phản ứng thu nhiệt).

Như vậy khi khi hóa than cần thêm nước vào để được sản phẩm khí có

nhiệt trị cao.

C+1/2 O2CO -110,5kJ/mol.

C+ H2OCO+ H2, H=131,3 kJ/mol.

Số mol nước cực đại có thể thêm vào:

n=110,5/131,3=0,84mol.

Độ ẩm cho phép của than là:

0,84.(2+16)/[12.(1+0,84)+0,84.(2+16)]=18.8%.

Độ ẩm (tỉ lệ nước/trấu) x= 0,10,3.

4. Lưu lượng hạt trơ:

Là đại lượng ảnh hưởng đến chất lượng khí, nhiệt trị của khí thông qua

độ phân tán của nhiên liệu trong lò, năng suất chuyển nhiệt, chuyển khối

của lò. Hệ số chuyển nhiệt của dòng đa phân tán phụ thuộc vào nồng độ

pha rắn, nhiệt dung pha rắn trong dòng [2], [84], [59].

Theo [44] khi các hạt trơ đóng vai trò xúc tác, hàm lượng hạt trơ có ảnh

hưởng khác nhau đến quá trình cracking hydro-; tỉ số lưu lượng hạt trơ trên

nguyên liệu là từ 3 đến 12. Khi không đề cập đến vai trò xúc tác, với vai trò

trao đổi nhiệt: theo [1], tỉ lệ hạt trơ/trấu=4/1. Vì vậy chọn mc= 816kg/h.

Các kích thước của lò như đường kính, chiều cao ảnh hưởng đến quá

trình khí hóa sẽ được nghiên cứu ở mô hình vật lý, phần quy họach thực

nghiệm không đề cập đến vấn đề này.

5. Hàm mục tiêu là chênh lệch nhiệt độ trước và sau khi cháy của khí

thành phẩm.

Giá trị của biến thực và biến mã trong kế họach thực nghiệm được ghi

trong bảng 7-3.

Bảng 7-3. Biến thực và biến mã

No Biến thực Biến mã

Z1 Z2 Z3 Z4 x0 x1 x2 x3 x4

1 0,6 2 0,1 8 + - - - -

8 2 0,8 2 0,1 + + - - -

8 3 0,6 3 0,1 + - + - -

8 4 0,8 3 0,1 + + + - -

5 0,6 2 0,1 16 + - - - +

16 6 0,8 2 0,1 + + - - +

16 7 0,6 3 0,1 + - + - +

16 8 0,8 3 0,1 + + + - +

9 0,6 2 0,3 8 + - - + -

8 10 0,8 2 0,3 + + - + -

8 11 0,6 3 0,3 + - + + -

No Biến thực Biến mã

Z1 Z2 Z3 x0 x1 x2 x3 x4 Z4

8 12 0,8 3 0,3 + + + + -

13 0,6 2 0,3 + - - + + 16

16 14 0,8 2 0,3 + + - + +

16 15 0,6 3 0,3 + - + + +

16 16 0,8 3 0,3 + + + + +

Miền thí nghiệm cho phương án thực nghiệm trực giao bậc I:

1= (Z0

1max +Z0

1min)/2=(0,60,8)/2=0,7m/s; ΔZ1=(0,8-0,6)/2=0,1m/s.

2= (Z0

2max +Z0

2min)/2=(2+3)/2=2,5kg/h; ΔZ2=(3-2)/2=0,5 kg/h.

3= (Z0

3max +Z0

3min)/2=(0,1+0,3)/2=0,2; ΔZ3=(0,3-0,1)/2=0,1.

4= (Z0

4max +Z0

4min)/2=(8+16)/2=12kg/h; ΔZ4=(16-8)/2=4kg/h.

Chuyển sang hệ tọa độ không thứ nguyên theo công thức:

j)/ΔZj.

xj=(Zj -Z0

Ma trận thí nghiệm theo phương án bậc I có tính trực giao. Theo tài liệu

[6], số thí nghiệm được tính theo công thức:

(7-1) N = 2k + n0

Trong đó: k – số yếu tố vào; n0 – số thí nghiệm ở tâm để xác định

phương sai thuần.

Ở đây, số yếu tố ảnh hưởng k = 4, số thí nghiệm ở tâm n0 = 3 nên số

thínghiệm cần phải thực hiện là:

(7-2) N = 2k + n0 = 24 + 3 = 19

Ma trận thí nghiệm được lập và ngẫu nhiên hoá theo Bảng 7-3

7.2. Tiến hành thực nghiệm khí hoá trấu

7.2.1. Chuẩn bị mẫu

Công tác chuẩn bị mẫu thí nghiệm ảnh hưởng đến kết quả thí

nghiệm, vậy phải chọn nguyên liệu có tính chất thông dụng. Nguyên liệu

đưa vào thí nghiệm là loại trấu xay ở các nhà máy xay năng suất 2T/h, xay

bằng cối mơn đá, được gia ẩm theo hàm lượng cần thiết.

Bảng 7-4: Các thông số và đặc trưng cơ bản của trấu nguyên liệu .

Đặc điểm hạt Khồi lượng trấu (g) TỶ LỆ (%)

0,05 0,34 Bụi, mảnh vỡ 4

0,91 6,2 Mãnh vỡ từ 4 đến 2

2 13,5 Mảnh vỡ 2

3,64 24,6 Gẫy đầu

3,33 22,5 Nửa nguyên

2,7 18,2 ¾ hạt

1,52 10,3 Hạt nguyên

0,44 3 Hạt nguyên

0,07 0,2 Hạt lúa lép

0,12 0,81 Hạt lạ

14,78 100 Tổng

Các thông số và đặc trưng chính của trấu nguyên liệu đưa vào khí

hoá được ghi trong bảng 7-4

Hạt trơ là cát vàng và xỉ lò được sàng phân thành 5 lọai theo phương

pháp tuyển bằng máy thổi Seedburo Equiment Co- 1022Wjackson qua các

độ mở van chặn khác nhau. Đo và tính trị số trung bình của kích thước

từng lọai ghi trong bảng 7-5.

Bảng 7-5: Các thông số của hạt trơ

d (mm)

Lọai d (mm)

1 0,050,15 0,12

2 0,120,24 0,18

3 0,220,3 0,25

4 0,350,43 0,4

5 0,410,56 0,5

7.2.2 Chuẩn bị hệ thống thí nghiệm

Trong quá trình thực hiện thí nghiệm, thiết bị thí nghiệm phải luôn

đảm bảo hoạt động trong tình trạng tốt nhất. Vì vậy, trước khi tiến hành thí

nghiệm cần phải kiểm tra và đảm bảo:

 Kiểm tra các van chặn chỉnh lưu lượng.

 Kiểm tra độ kín của hệ thống.

 Kiểm tra các điện trở gia nhiệt: đảm bảo không bị đứt, chập...

 Kiểm tra bộ phận rung động: đảm bảo vận hành êm, không giật

cục...

 Hiệu chỉnh các hiển thị vận tốc khí với năng suất thực.

 Hiệu chỉnh vạch phân độ trên chiết áp trên máy cấp liệu rung động

với năng suất thật.

 Hiệu chỉnh các thiết bị đo nhiệt độ.

 Đánh dấu các vị trí hiển thị ứng với giá trị trên và dưới cùa năng suất

yêu cầu.

7.2.3 Tiến hành thực nghiệm ấy thông số cho mô hình thống kê

Khởi động quạt thổi, nạp hạt trơ lọai 2 vào đầu buồng đốt.

Khởi động bộ tạo rung để tháo tòan bộ lượng hạt trơ trên xuống đáy

tháp khí hóa.

Trấu đã trộn ẩm theo độ ẩm cần thiết được nạp vào bunker trên máy cấp

liệu (8).

Đặt nhiệt độ =450oC, đóng điện cho thiết bị gia nhiệt sơ bộ (6).

Mở máy cấp liệu hạt trơ (11), điều chỉnh núm chiết áp trùng với năng

suất yêu cầu.

Khi nhiệt kế T(14) chỉ thị giá trị 400oC, khởi động máy cấp liệu (8),

xoay núm vặn chiết áp điều chỉnh biên độ khay rung đến vị trí yêu cầu.

Khi nhiệt kế T(14) chỉ thị giá trị 500oC, ngắt điện của thiết bị gia nhiệt

sơ bộ (6).

Khi nhiệt kế T(7) chỉ thị giá trị nhiệt độ phòng, mở van chặn 2 và điều

chỉnh sao cho nhiệt kế T(16) chỉ thị giá trị cao nhất có thể đạt được.

Ghi tòan bộ số liệu của vận tốc khí 4, nhiệt độ T(7), T(14), T(16); giá trị

lưu lượng trấu ứng với vạch chỉ trên chiết áp máy cấp liệu (8); giá trị lưu

lượng hạt trơ ứng với vạch chỉ trên máy cấp liệu hạt trơ (11).

Lần lượt thay đổi từng chế độ cấp trấu, cấp hạt trơ, cấp khí ứng với các

giá trị max, min (8 chế độ làm việc). Mỗi lần thay đổi chế độ làm việc, đợi

cho các chỉ thị nhiệt độ ổn định mới ghi kết quả thí nghiệm vào bảng số

liệu.

Thay trấu với độ ẩm khác và lặp lại các thao tác trên (8 chế độ làm việc).

Thí nghiệm lặp tại tâm kế họach thực hiện với một chế độ song khoảng

thời gian giữa hai lần ghi kết quả bằng cách nhau bằng khoảng thời gian

giữa hai lần ghi kết quả ở bước thao tác trên.

7.2.4. Kết quả thực nghiệm

Các đại lượng xác định trong thực nghiệm:  T(7) : Nhiệt độ không khí phòng [oK].

 T(14) : Nhiệt độ khí thành phẩm [oK].

 T(16) : Nhiệt độ khí cháy [oK].

 V(3): Vận tốc khí cấp vào lò đốt khí, [m/s].

 V(5): Vận tốc khí cấp vào tháp khí hoá, [m/s].

 m: Lưu lượng hạt trơ trong tháp khí hoá, [kg/h].

 mtr : Lưu lượng trấu cấp vào tháp khí hoá, [kg/h].

 x : Độ ẩm của trấu [kg/kg].

Điền kết quả thực nghiệm vào bảng 7-6.

7.3. Tính tóan các hệ số của mô tả thống kê

Từ các số liệu trên bảng 7-6, tính toán theo các công thức

ΔT = T(16)-T(14), kết quả ghi ở bảng 7-7.

Bảng 7-6. Kết quả thực nghiệm mô tả thống kê

No Biến thực Biến mã Kết quả

Z1 Z2 Z3 Z4 x0 x1 x2 x3 x4 T(14) T(16)

- + 1 0,6 2 0,1 8 - - - 813 1173

8 + + 2 0,8 2 0,1 - - - 993 1173

8 - + 3 0,6 3 0,1 + - - 783 1353

8 + + 4 0,8 3 0,1 + - - 963 1353

- + 5 0,6 2 0,3 8 - + - 813 1223

8 + + 6 0,8 2 0,3 - + - 993 1213

8 - + 7 0,6 3 0,3 + + - 793 1403

8 + + 8 0,8 3 0,3 + + - 963 1413

- + 9 0,6 2 0,1 16 - - + 723 1053

16 + + 10 0,8 2 0,1 - - + 873 1043

16 - + 11 0,6 3 0,1 + - + 703 1203

16 + + 12 0,8 3 0,1 + - + 843 1203

- + 13 0,6 2 0,3 16 - + + 723 1093

16 + + 14 0,8 2 0,3 - + + 873 1083

16 - + 15 0,6 3 0,3 + + + 703 1253

16 + + 16 0,8 3 0,3 + + + 843 1243

Bảng 7-7. Kết quả tính nhiệt trị từ thực nghiệm mô tả thống kê.

 iy

No Biến thực Biến mã

Z1 Z2 Z3 Z4 x0 x1 x2 x3 x4 yi=ΔTi

360 - + - - - 1 0,6 2 0,1 8 360

195 8 + + - - - 2 0,8 2 0,1 180

558 8 - + + - - 3 0,6 3 0,1 570

393 8 + + + - - 4 0,8 3 0,1 390

405 - + - + - 5 0,6 2 0,3 8 410

240 8 + + - + - 6 0,8 2 0,3 220

603 8 - + + + - 7 0,6 3 0,3 610

438 8 + + + + - 8 0,8 3 0,3 450

323 - + - - + 9 0,6 2 0,1 16 330

158 16 + + - - + 10 0,8 2 0,1 170

520 16 - + + - + 11 0,6 3 0,1 500

355 16 + + + - + 12 0,8 3 0,1 360

368 - + - + + 13 0,6 2 0,3 16 370

203 16 + + - + + 14 0,8 2 0,3 210

565 16 - + + + + 15 0,6 3 0,3 550

400 16 + + + + + 16 0,8 3 0,3 400

Từ số liệu tính ở Bảng 7-7 tính các hệ số bj trong mô hình theo công thức:



,0

yx ji

(7-3) ;



1 N

1 

Đặt giá trị chênh lệch nhiệt độ ΔTj =yj. Các giá trị bj được tính nhờ phần

mềm EXEL cho trên bảng 7-8

Bảng 7-8 Kết quả tính giá trị bj

-1

y.x0 y.x1 y.x2 y.x3 y.x4 y i

-1

1 360 360 -360 -360 -360 -360

-1

2 180 180 180 -180 -180 -180

-1

3 570 570 -570 570 -570 -570

-1

4 390 390 390 390 -390 -390

-1

5 410 410 -410 -410 410 -410

-1

6 220 220 220 -220 220 -220

-1

7 610 610 -610 610 610 -610

-1

8 450 450 450 450 450 -450

-1

9 330 330 -330 -330 -330 330

-1

10 170 170 170 -170 -170 170

-1

11 500 500 -500 500 -500 500

-1

12 360 360 360 360 -360 360

-1

13 370 370 -370 -370 370 370

-1

14 210 210 210 -210 210 210

15 550 550 -550 550 550 550

16 400 400 400 400 400 400

- bj=

380 -82,5 98,75 22,5 18,75

Các giá trị bju được tính theo công thức (7-4) nhờ phần mềm EXEL

cho trên bảng 7-9

, uj 

; jk



. yxx . ui



1 16

 1

(7-4) ; . bju=

x12 x13 x14 x23 x24 x34

Bảng 7-9 Kết quả tính giá trị bju

y.x34 y i

y.x1 2 y.x13 y.x14 y.x23 y.x2 4

360

900

1 360

-1

-180

180

900

2 180

-1

-570

570

-570

1080

3 570

-1

390

-390

1080

4 390

-1

410

-410

410

-410

410

-950

-1

5 410

-1

-220

220

-220

220

-940

-1

6 220

-1

-610

610

-610

-1130

7 610

-1

450

-450

450

-450

-1140

8 450

-1

330

-330

330

-330

-780

9 330

-1

-170

170

-170

-770

10 170

-1

-500

500

-500

500

-930

-1

11 500

-1

360

-360

360

-360

360

-930

-1

12 360

-1

370

-370

820

13 370

-1

-210

210

-210

810

14 210

-550

550

980

-1

15 550

400

970

16 400

3,75

6,25

1,25

-7,5

-1,875

bju=

Các giá trị bjuv được tính theo công thức (7-5) nhờ phần mềm EXEL

cho trên bảng 7-10



, vuj ,



; jk

 u

. yxxx . ui

1 16  16

 1

(7-5) ; . bjuv=

x123 x124 x134 x234 x1234

y.x123 y.x124 y.x134 y.x234 y.x1234

Bảng 7-10 Kết quả tính giá trị bjuv

y i

-1

360

-360

360

-1

180

-180

-1

570

-570

570

-570

-1

390

-390

390

-1

330

410

-410

410

-410

-1

170

-220

220

-220

220

-1

500

-610

610

-610

610

-1

360

450

-450

-1

410

-330

330

-330

-1

220

170

-170

170

-1

610

500

-500

500

-500

500

-1

450

-360

360

-360

-1

370

-370

370

-1

-210

210

-210

210

-1

550

-550

550

-550

400

1.25

-1,25

-2,5

bjuv=

Để kiểm tra tính có nghĩa của các hệ số b phải làm thí nghiệm lặp tại

tâm kế hoạch (Z1=0,7; Z2=2,5; Z3=0,2; Z4=12) được các kết quả ở bảng 7-11.

410

0,7

2,5

0,2

390

0,7

2,5

0,2

405

0,7

2,5

0,2

Bảng 7-11. Kết quả thí nghiệm lặp tại tâm kế hoạch

Giá trị trung bình được tính theo công thức trích dẫn từ tài liệu [6]:





1 m

1 

0y =(1/3).( 410+390+405)= 402.

(7-6)

(

410



)402



(

390



(

405



)402







Thế giá trị trên vào phương trình tính phương sai lặp (2-9):

2 ll

0 a

= 108,33.

 y

2

1   1

402 )   13

 1



Kiểm tra độ lệch tiêu chuẩn phân bố theo công thức (2-8):

2 S ll N

=(108,3/16)0,5=2,60.

Tra bảng Phụ lục 5 của tài liệu [6] với mức có nghĩa p=0,05 và bậc tự do

lặp f2= 3-1=2 có kết quả: tbàng= 4,3.

Kiểm tra tính có nghĩa của các hệ số b theo công thức (2-7) (tiêu chuẩn

Student):

Các hệ số b có nghĩa khi thỏa mãn điều kiện: b  tbàng.Sb=4,3. 2,60=11,19.

Các hệ số có nghĩa cho ở bảng 7-12.

Bảng 7-12. Hệ số có nghĩa

Hệ số có nghĩa b0 b1 b2 b3

Giá trị 380 -82,5 98,75 22,5 b4 -18,75

Như vậy mô hình thống kê có thể có dạng:

yˆ = 380 -82,5x1 +98,75x2+22,5x3-18,75x4

(7-7)

Kiểm tra tính tương hợp của mô hình (7-7) theo tiêu chuẩn Fisher (2-10):

2

2 S du S

Mô hình (7-7) là tương hợp nếu thỏa mãn điều kiện: F= Fbảng.

Tra bảng Phụ lục 7 của tài liệu [6] theo các giá trị:

p=0,05;

bậc tự do lặp: f2=m-1=2;

bậc tự do dư: f1=N-l=16-5=11. (N -số thí nghiệm trong kế hoạch; l -số hệ

số có nghĩa trong hàm toán).

2)ˆ y i

 ( y

1

có: Fbảng=19,33.

duS =

 lN

Phương sai dư được tính theo công thức (2-11):

Giá trị tính của yˆ i theo công thức (7-7) được ghi trong cột yˆ i của bảng

7-7 để tính các giá trị phương sai. Kết quả tính các giá trị phương sai ghi

trong bảng 7-13.

 )2

 iy

Bảng 7-13. Giá trị phương sai

N (yi- iy yi

360 1 360 0,0

195 2 180 225,0

558 3 570 156,3

393 4 390 6,3

323 5 330 56,3

158 6 170 156,3

520 7 500 400,0

355 8 360 25,0

405 9 410 25,0

240 10 220 400,0

603 11 610 56,3

438 12 450 156,3

368 13 370 6,3

203 14 210 56,3

565 15 550 225,0

400 16 400 0,0

duS =1950,0/(16-5)=177.3.

Σ= 1950.0

duS /

llS =177,3/108,33=1.6 < 19,33.

F= 2

yˆ = 380 -82,5x1 +98,75x2+22,5x3-18,75x4.

Như vậy mô hình thống kê (7-7) tương hợp với thực nghiệm.

7.4. Tìm giá trị tối ưu của quá trình khí hóa trấu trong lò tầng sôi tuần

hoàn có hạt trơ

Đổi qua biến thực bằng cách thay các giá trị:

j)/ΔZj vào (7-7):

1)/ΔZ1 +98,75. (Z2 -Z0

2)/ΔZ2+22,5. (Z3 -Z0

3)/ΔZ3-

xj=(Zj -Z0

4)/ΔZ4.

yˆ = 380 -82,5. (Z1 -Z0 18,75. (Z4 -Z0

Thay các giá trị:

1=0,7[m/s]; ΔZ1=0,1[m/s].

2= 2,5[kg/h]; ΔZ2=0,5 [kg/h].

3= 0,2 ; ΔZ3=[0,1].

4= 12[kg/h]; ΔZ4=4[kg/h].

yˆ = 380 -82,5. (Z1 -0,7)/ 0,1 +98,75. (Z2 -2,5)/ 0,5+22,5. (Z3-0,2)/ 0,1-

có đuợc phương trình:

18,75. (Z4 -12)/ 4.

(7-8) yˆ =475,03-825. Z1 +197,5. Z2+225. Z3-4,69. Z4

Việc tìm giá trị cực đại của hàm mục tiêu là giải bài toán tìm cực đại

của hàm số 4 biến số có điều kiện biên. Để đơn giản quá trình tính toán,

chọn thuật toán cho phương pháp tối ưu hoá kiểu lưới. Chấp nhận sai số

của các biến Zi là 10%, chọn các khoảng chia Ni=10, chia miền khảo sát

thành lưới theo các bước tuỳ chọn sau:

- Chia vùng biến thiên của Z1 thành N1=10 khoảng với bước chia:

max-Z1

min)/N1.

h1=(Z1

- Chia vùng biến thiên của Z2 thành N2=10 khoảng với bước chia:

max-Z2

min)/N2.

h2=(Z2

- Chia vùng biến thiên của Z3 thành N3=10 khoảng với bước chia:

max-Z3

min)/N3.

h3=(Z3

- Chia vùng biến thiên của Z4 thành N4=10 khoảng với bước chia:

max-Z4

min)/N4.

h4=(Z4

Với mạng lưới này, chúng ta tính giá trị của Q ở phương trình tại các

điểm nút lưới và tìm cực trị của chúng theo lưu đồ mô tả thuật toán của

chương trình ở trang 84, nhờ phần mềm MATLAB [18], [45].

Bản chất của lưu đồ là so sánh tìm giá trị lớn nhất của hàm mục tiêu

ở các điểm nút với các giá trị khác nhau của của một biến khi cố định 3

biến còn lại; lần lượt theo thứ tự so sánh các giá trị của hàm mục tiêu tại

các nút khi cho các biến còn lại nhận các giá trị khác nhau. Tính giá trị của hàm mục tiêu tại số nút là: (N1+1). (N2+1). (N3+1). (N4+1)=114

Hàm mục tiêu đạt giá trị Y max tại: Z1=0,6; Z2=3; Z3=0,3; Z4=8.

Y max =475,03-825. 0,6 +197,5. 3+225. 0,3-4,69. 8

Y max=602,51oK

Từ phương trình (6-1) ta có khả năng sinh nhiệt lượng của khối khí sau

khí hóa 1kg trấu ở chế độ đạt giá trị max:

(7-9) Qkh={Y max.m1+m2. [T(16)-T(7)]}C/ mtr

Thế giá trị m1= ..2./4 ; m2=m- m1=m-..2./4 có được phương trình

Qkh ={ Y max. ..2./4+(.V-.V1). [T(16)-T(7)]}C/ mtr.

Thay các giá trị:

m : lượng không khí đủ để cháy hết 1kg trấu=4,96kg/kg trấu.

C : nhiệt dung riêng của không khí=1,34kJ/kgoK.

 : khối lượng riêng không khí=1,23kg/m3

mtr : Lưu lượng khối lượng trấu trong quá trình khí hóa đạt nhiệt trị cao

nhất=3/3600[kg/s]

T(16)=1403 [oK]: nhiệt độ lớn nhất ở đầu ra buồng đốt trong chế độ khí

hóa đạt nhiệt trị max, có được:

Qkh={602,51.1,23.0,6.0,0422./4+ [4,96.(3/3600)-1,23.0,6.0,0422./4].

(1403-301)}.1,34/(3/3600) =10127kJ/(lượng khí khí hóa từ 1kg trấu).

7.5. Hiệu suất cao nhất của quá trình khí hóa:

= Qkh/QH=10127/15800=64%.

Nhiệt trị thể tích lớn nhất của gaz trấu:

Qmax=Qkh. mtr /V1=10127.(3/3600)kJ/(0,6.0,0422./4)m3=10152kJ/m3

7.6. Thất thóat nhiệt và độ chính xác của công thức:

Lớp bảo ôn 10mm samôt, 30mm bông thủy tinh. Trong quá trình thực nghiệm, nhiệt độ bề mặt lớp bảo ôn lúc cao nhất là 58oC. Thiết bị

thí nghiệm đặt trong nhà xưởng 2 mái, thông khí tự nhiên.Tổn thất nhiệt

được tính qua các đại lượng sau:

Hệ số truyền nhiệt từ vách lò, xiclon, buồng đốt khí, ống hồi lưu ra

môi trường:

 = 8kcal/m2.h.oK=8.4,186/3600kJ/m2.s. oK =9,3W/m2.oK

Diện tích tòan bộ bề mặt bảo ôn theo kết quả tra của phần mềm

AutoCAD là F=4,2m2.

Chênh lệch nhiệt độ T= 58-28=30 oK

Thất thóat nhiệt:

Qtt =. F. T=9,3. 4,2. 30=1171,8W=1,17kW.

Trong khi công suất phát nhiệt trung bình trong quá trình thí nghiệm

là:

Qpn = mtr .QH =2,5.15800 kJ/h=11kW.

Tỉ lệ tổn thất nhiệt là: Qtt/ Qpn =1,17/11=10,6%.

Tổn thất nhiệt này ít ảnh hưởng tới kết quả tính nhiệt trị của khí sau

khí hóa vì trong công thức xác định nhiệt trị có hiệu nhiệt độ. Tổn thất

ảnh hưởng tới kết quả tính nhiệt trị là tổn thất riêng trong buồng cháy khí. Diện tích phần cháy khí là 0,59m2. Tổn thất buồng đốt:

Qttbd==. F. T=9,3. 0,59. 30=164,61W=0,164kW.

Công suất khí hóa tại chế độ khí hóa đạt giá trị max là

Q=10127.3/3600kJ/s=8,4kW.

Tỉ lệ tổn thất nhiệt tới quá trình khí hóa là:

Qttbd/ Qkh. mtr =0,164/(10127.3/3600)=0,027=1,9%.

Nhiệt kế có vạch độ 10oC, sai số tại nhiệt độ thấp nhất 520 oC là

10/2.520= +/1%.

Đồng hồ đo vận tốc có độ chính xác 0,1m/s. Tại vận tốc đo 3m/s, sai

số là 0,1/2.3=+/-1,6%.

Núm xoay điều chỉnh cấp liệu rắn có 10 vạch chia độ. Thí nghiệm

làm việc ở chế độ 6 vạch và 9 vạch. Độ chính xác cấp liệu rắn là

1/2.6=+/-8%.

Ẩm kế Kett có độ chính xác 1/2.30=1,7%.

Công thức nhiệt trị là hàm tổng của của các đại lượng đo vận tốc, độ

ẩm, cấp liệu rắn nên sai số hệ thống là:

+/-1,6+/-8+/-1,7+/-8=+/-19,3%.

Trong quá trình tính tóan các hệ số bij là tích của các đại lượng, nên

sai số được lấy theo sai số của đại lượng có giá trị sai số cao nhất, sai số

về phép đo nhiệt độ được bỏ qua.

Tổn thất nhiệt ảnh hưởng đến kết quả tính nhiệt trị khí hóa nhỏ hơn

sai số cuả dụng cụ đo nên bỏ qua

Thay các biến Z1 = v; Z2 = mtr ;Z3= w; Z4 = mc vào (7-8) có được công

thức tính chênh lệch nhiệt độ trước và sau khi cháy của khí là hàm của v,

mtr , w, mc:

yˆ =475,03-825.v +197,5.mtr+225.w-4,69.mc

(7-10)

Sai số +/-19,3%.

Trong đó: v: vận tốc dòng khí trong tháp phản ứng [m/s].

mtr : lưu luợng khối lượng trấu trong tháp phản ứng [kg/h].

w: độ ẩm của nhiên liệu trấu [kg/kg].

mc : lưu luợng khối lượng hạt trơ trong tháp phản ứng [kg/h].

Nhập max, N1; Z2

min, Z1

min, Z2

max, N2,

Z1 Z min. Z max, N Z min. Z max, N

In ymax

Bắt đầu

Tính h1, h2, h3, h4

i1= 0, i2=0, i3=0, i3=0

min

min, Z1

max, N1, Z2

min, Z3

min, Z4

i1= 0, i2=0, i3=0, i4=0

min

max, N1, Z2

min, Z4

min, Z1

min, Z3

y =y (Z , Z , Z , Z )

Hình 7.2. Lưu đồ tìm giá trị cực trị của hàm bốn biến

i1= i1 + 1

Sai

i1= i1 + 1

i1 N1

Sai

Đúng

i1 N1

Z1=Z1+i1*h1

Đúng

Sai

Z1=Z1

max+i1*h1

ymax=y(Z1, Z2, Z3,Z4)

Sai

Đúng

ymax=y(Z1,Z2,Z3,Z4)

in Z1

Đúng

i2= i2 + 1

ymax=y(Z1, Z2, Z3, Z4)

Sai

i2 N2

i2= i2 + 1

Đúng

Sai

Z2=Z2+i2*h2

i2 N2

Sai

Đúng

ymax=y(Z1, Z2, Z3, Z3)

Z2=Z2

max+i2*h2

Đúng

Sai

ymax=y(Z1,Z2,Z3,Z4,)

in Z2

Đúng

i3= i3 + 1

ymax=y(Z1, Z2, Z3, Z4)

Sai

i3 N3

i3= i3 + 1

Đúng

Sai

Z3=Z3+i3*h3

i3 N3

Sai

Đúng

ymax=y(Z1,Z2,Z3,Z4)

Z3=Z3

max+i3*h3

Đúng

Sai

in Z3

ymax=y(Z1, Z2, Z3, Z4)

Đúng

i3= i3 + 1

ymax=y(Z1, Z2, Z3, Z4)

Sai

i4 N4

i4= i4 + 1

Đúng

Sai

Z4=Z4

max+i4*h4

i3 N4

Sai

Đúng

ymax=y(Z1, Z2, Z3, Z4)

Z4=Z4

max+i4*h4

Đúng

Sai

in Z4

ymax=y(Z1, Z2, Z3, Z4)

Kết Thúc

Đúng

ymax=(Z1, Z2, Z3, Z4)

Hình 7.2. Lưu đồ tìm giá trị cực trị của hàm bốn biến

CHƯƠNG 8. THIẾT LẬP MÔ HÌNH VẬT LÝ MÔ TẢ QUÁ TRÌNH KHÍ HÓA TRẤU BẰNG LỚP SÔI CÓ CÁC HẠT TRƠ.

8.1.Các yếu tố ảnh hưởng đến quá trình chuyển chất khi khí hóa trấu ở lớp

sôi các hạt trơ.

Hai thông số cơ bản biểu thị cho quá trình khí hóa là hệ số chuyển nhiệt và

hệ số chuyển khối. Hai thông số đó có mối liên quan mật thiết, biết được thông

số này có thể suy ra thông số kia và ngược lại [85]. Nghiên cứu quá trình

chuyển nhiệt, chuyển khối là nghiên cứu các yếu tố ảnh hưởng đến hệ số

chuyển nhiệt, chuyển khối. Số các yếu tố ảnh hưởng lên quá trình chuyển chất

có thể xác định nhờ xác định bậc tự do công nghệ của hệ (khi áp suất trong hệ

coi như ở áp suất thường):

(8-1) F = FCT + FĐH + FHH = (k+1)φ + (k+1)φ + (k+1).(φ-1) + 4

Trong đó

 k- số cấu tử trong một pha, ở đây coi k=2.

 φ- số pha trong hệ, ở đây φ=2.

 FCT-bậc tự do cấu trúc.

 FĐH-bậc tự do động học.

 FHH-bậc tự do hình học, ở đây FHH =4.

Như vậy:

F=(2+1).2+(2+1).2+(2+1).(2-1)+4=19 (8-2)

Bảng 8-1. Các yếu tố tham gia vào bậc tự do:

Số Yếu tố công nghệ Kí hiệu Đơn vị đo TT

1 Chiều dài hệ. l m

2 Đường kính hệ. d m

3 Đường kính hạt trơ. m dh

4 Đường kính tương đương của trấu. m dt

5 Hệ số chuyển khối. β m/s

6 Chênh lệch nồng độ cấu tử chuyển. ΔC kg/m3

7 Vận tốc khí. m/s 

8 Lưu lượng khối lượng pha rắn. M kg/s

9 Khối lượng riêng pha rắn. kg/m3 ρr

10 Khối lượng riêng pha khí. ρ kg/m3

11 Nhiệt độ pha rắn. Tr.

12 Nhiệt độ pha khí. T

13 Hệ số dẫn khối. D m2/s

14 Hệ số dẫn nhiệt độ. a m2/s

15 Độ nhớt động học. ν m2/s

16 Bề mặt tiếp xúc pha riêng. ω m2/m3

17 Gradien nồng độ. ΔC/Δd. kg/m4

oK/m

18 Gradien nhiệt độ. ΔT/Δd

19 Chênh lệch nhiệt độ. ΔT

8.2. Thiết lập mô hình vật lý mô tả quá trình chuyển chất.

8.2.1.Thiết lập các chuẩn số đơn giản:

Các đại lượng l, d, dh, dt cùng thứ nguyên, nên:

(8-3) πl=l/dh.

(8-4) πd=d/dh.

(8-5) πdl=l/d.

Các đại lượng β,ν cùng thứ nguyên nên:

(8-6) πβ= β/=St’.

Các đại lượng D, a, ν cùng thứ nguyên nên:

(8-7) πD= ν/D=Pr’.

(8-8) πa= ν/a=Pr.

Các đại lượng T, Tr, ΔT cùng thứ nguyên nên:

(8-9) πTr= Tr/T.

(8-10) πΔT= ΔT /T.

Các đại lượng: ρ, ρr,ΔC cùng thứ nguyên nên:

(8-11) πσr= ρr /ρ.

(8-12) πΔC = ΔC/ρ.

Bề mặt tiếp xúc riêng và dh có thứ nguyên nghịch đảo, nên:

(8-13) πσω=ωdh.

8.2.2.Thống kê các đại lượng còn lại và lập ma trận thứ nguyên

Các đại lượng còn lại và thứ nguyên tương ứng được thống kê trên bảng 8-2.

Ma trận thứ nguyên cho ở bảng 8-3.

Bảng 8-2. Các đại lượng còn lại



ν Ρ m T ΔC/Δd ΔT/Δd dh

oK1.m-1

m2.s-1 m1.s-1 kg1.m-3 kg1.s-1 m1 kg1.m-4

Bảng 8-3. Ma trận thứ nguyên.

1 2 3 4 5 6 7 8

x1=ν x2=m x3= x4= x5= x6= x7= ρ x8=T

ΔC/Δd. ΔT/Δd. dh

oK/m

m kg/m4 m2/s kg/s m/s kg/m3

1 2 0 -4 -1 1 -3 0 1 E1=L

0 -1 -1 0 0 -1 0 0 2 E2=T

0 0 1 1 0 0 1 0 3 E3=M

0 0 0 0 1 0 0 1 4 E4=θ

Như vậy số đại lượng còn lại là n’=8, hạng của ma trận thứ nguyên là

r’=4 và số chuẩn số phức hợp cần tìm là p‘=8-4=4. Nghĩa là j= 4,1 .

8.2.3.Thiết lập hệ phương trình thứ nguyên và giải.

Hệ phương trình thứ nguyên là:

(8-14) +2k1j +0k2j -4k3j -1k4j +1k5j +1k6j -3k7j +0k8j =0

(8-15) -1k1j -1k2j +0k3j +0k4j +0k5j -1k6j +0k7j +0k8j =0

(8-16) +0k1j +1k2j +1k3j +0k4j +0k5j +0k6j +1k7j +0k8j =0

(8-17) +0k1j +0k2j +0k3j +1k4j +0k5j +0k6j +0k7j +1k8j =0

Giải hệ với j= 4,1 . Khi j=1, chọn k11=1, k21=k31=k41=0. Thế vào các phương trình

từ (8-14) đến (8-17) được hệ phương trình mới:

+2.1 +0.0 -4.0 -1.0 (8-14)1 +1k5j +1k6j -3k7j +0k8j =0

-1.1 -1.0 (8-15)1 +0.0 +0.0 +0.k5j -1k6j +0k7j +0k8j =0

(8-16)1 +0.1 +1.0 +1.0 +0.0 +0k5j +0k6j +1k7j +0k8j =0

(8-17)1 +0.1 +0.0 +0.0 +1.0 +0k5j +0k6j +0k7j +1k8j =0

Từ (8-15)1 suy ra -1-k61=0 suy ra k61=-1.

Từ (8-16)1 suy ra 1k71=0 suy ra k71=0.

Từ (8-17)1 suy ra k81=0.

Từ (8-14)1 suy ra 2+k51+k61-3k71=0 suy ra 2+ k51-1=0 suy ra k51=-2+1=-1

Khi j=2, chọn k22=1, k12= k32= k42=0. Thế vào các phương trình từ (8-14) đến

(8-17) được hệ phương trình mới:

2.1 +0.0 -4.0 -1.0 (8-14)2 +1k52 +1k62 -3k72 +0k82 =0

-1.1 -1.0 (8-15)2 +0.0 +0.0 +0k52 -1k62 +0k72 +0k82 =0

0.1 (8-16)2 +1.0 +1.0 +0.0 +0k52 +0k62 +1k72 +0k82 =0

0.1 (8-17)2 +0.0 +0.0 +1.0 +0k52 +0k62 +0k72 +1k82 =0

Từ (8-15)2 suy ra -1-k62=0 suy ra k62=-1.

Từ (8-16)2 suy ra k22+k72=0 suy ra k72= -k22=-1.

Từ (8-17)2 suy ra k82=0.

Từ (8-14)2 suy ra k52+k62-3k72=0 suy ra k52=-2.

Khi j=3, chọn k33=1, k13= k23= k43=0. Thế vào các phương trình từ (8-14) đến

(8-17) được hệ phương trình mới:

2.1 +0.0 -4.0 -1.0 (8-14)3 +1k53 +1k63 -3k73 +0k83 =0

-1.1 -1.0 (8-15)3 +0.0 +0.0 +0k53 -1k63 +0k73 +0k83 =0

0.1 (8-16)3 +1.0 +1.0 +0.0 +0k53 +0k63 +1k73 +0k83 =0

0.1 (8-17)3 +0.0 +0.0 +1.0 +0k53 +0k63 +0k73 +1k83 =0

Từ (8-15)3 suy ra -k63=0.

Từ (8-16)3 suy ra 1+k73=0 suy ra k73=-1.

Từ (8-17)3 suy ra k83=0 suy ra k83=0.

Từ (8-14)3 suy ra -4+k53+k63-3.k73=0 suy ra -4+k53-3.(-1)=0 suy ra k53=1.

Khi j=4, chọn k44=1, k14= k24= k34=0. Thế vào các phương trình từ (8-14) đến

(8-17) được hệ phương trình mới:

2.1 +0.0 -4.0 -1.0 (8-14)4 +1k54 +1k64 -3k74 +0k84 =0

-1.1 -1.0 (8-15)4 +0.0 +0.0 +0k54 -1k64 +0k74 +0k84 =0

0.1 (8-16)4 +1.0 +1.0 +0.0 +0k54 +0k64 +1k74 +0k84 =0

(8-17)4 0.1 +0.0 +0.0 +1.0 +0k54 +0k64 +0k74 +1k84 =0

Từ (8-15)4 suy ra -1k64=0 suy ra k64=0.

Từ (8-16)4 suy ra k74=0 suy ra k74=0.

Từ (8-14)4 suy ra -1+1k54+1k64-3k74=0 suy ra k54=3k74+1=3.0+1=1.

Từ (8-17)4 suy ra 1k44+1k84=0 suy ra k84= -k44=-1.

Thế các kết quả trên vào được ma trận nghiệm ở bảng 8-4

Bảng 8-4. Ma trận nghiệm

k1j k2j k3j k4j k5j k6j k7j k8j

1 0 0 0 -1 -1 0 0 Π1

0 1 0 0 -2 -1 -1 0 Π2

0 0 1 0 1 0 -1 0 Π3

0 0 0 1 1 0 0 -1 Π4

8.2.4.Thống kê các chuẩn số và lập mô hình vật lý:

 =Re-1 hd.

(8-18) π1=

M  ..

2 hd

(8-19) π2 =

 

C d

hd 

(8-20) π3=

 

T d

d h T

(8-21) π4=

 =St’ 

(8-6) π5= πβ=

 =Pr’ D

(8-7) π6=

 =Pr a

(8-8) π7= πa=

r 

(8-11) π8= πσr=

C 

(8-12) π9= πσr=

r 

(8-9) π10= πTr=

 

(8-10) π11= πΔT=

l hd

(8-3) π12= πl=

d hd

(8-4) π13= πd=

(8-5) π14= πdl= l/d.

(8-13) π15= πσω=ωdh

α15.

Mô hình vật lí mô tả quá trình trong hệ nhằm tính hệ số chuyển khối β là:

α2π3

α3π4

α4π6

α6π7

α7π8

α8π9

α9π10

α10π11

α11π12

α12π13

α13π14

α14π15

St’=C5Reα1π2

Khi chỉ để ý đến ảnh hưởng của chế độ thủy động, của lượng pha rắn, của liên

α8

hệ cấu trúc, thì mô hình thu về dạng:

5Reα1π2

α2 (Pr’)α6π8

St’=C’ (8-22)

8.2.5. Xác định các tham số của mô hình.

Giải phương trình (8-22) bằng logarit 2vế ta có:

5 + α1.lgRei+ α2.lgπ2i

+ α6.lgPri’ + α8.lgπ8i  i= 5,1

(8-23) lgSti’=lgC’

Trong đó: Sti’, Rei, π2i, Pri’, π8i là các giá trị của các chuẩn số St’, Re, π2, Pr’, π8 ở thí nghiệm độc lập thứ i.

lgSt1’= lgC5

lgC5 lgSt2’=

(8-24) Việc giải phương trình (8-23) chính là giải hệ phương trình: ’ + α1.lgRe1 +α2.lgπ21 +α6.lgPr1’ +α8.lgπ81 ’ + α1.lgRe2 +α2.lgπ22 +α6.lgPr2’ +α8.lgπ82 ’ + α1.lgRe3 +α2.lgπ23 +α6.lgPr3’ +α8.lgπ83 lgC5 lgSt3’=

lgSt4’= lgC5

’ + α1.lgRe4 +α2.lgπ24 +α6.lgPr4’ +α8.lgπ84 ’ + α1.lgRe5 +α2.lgπ25 +α6.lgPr5’ +α8.lgπ85

lgSt5’= lgC5

Cần phải tiến hành thực nghiệm lấy 5 bộ số liệu để xác định các tham số trên.

a) Thí nghiệm lấy thông số xây dựng mô hình vật lý

Khởi động quạt thổi, nạp hạt trơ lọai 1 vào bunker trên máy cấp liệu (8).

Khởi động bộ tạo rung để tháo tòan bộ lượng hạt trơ trên xuống đáy tháp khí

hóa. Khi trên khay rung hết hạt trơ, ngừng họat động máy cấp liệu (8).

Trấu đã trộn ẩm theo độ ẩm cần thiết được nạp vào bunker trên máy cấp liệu

(8).

Điều chỉnh van (4) cho vận tốc gió đạt giá trị thứ nhất V(3)=3m/s.

Mở và điều chỉnh máy cấp liệu hạt trơ (11) với năng suất yêu cầu.

Đặt nhiệt độ cho bộ tự động điều chỉnh nhiệt độ của thiết bị gia nhiệt sơ bộ (6) là T(7)=450oC, đóng điện cho thiết bị gia nhiệt sơ bộ (6).

Khi nhiệt kế T(14) chỉ thị giá trị 400oC, khởi động máy cấp liệu (8), xoay

núm vặn chiết áp điều chỉnh biên độ khay rung đến vị trí của mức cấp liệu cao.

Khi nhiệt kế T(14) chỉ thị giá trị 500oC, ngắt điện của thiết bị gia nhiệt sơ bộ

(6).

Khi nhiệt kế T(7) chỉ thị giá trị nhiệt độ phòng, mở van chặn 2 và điều chỉnh

sao cho nhiệt kế T(16) chỉ thị giá trị cao nhất có thể đạt được.

Ghi tòan bộ số liệu của vận tốc khí V(3), V(5), nhiệt độ T(7), T(14), T(16);

giá trị lưu lượng hạt trơ, đường kính trung bình của hạt trơ vào dòng i=1 của

bảng số liệu.

Tháo hết hạt trơ qua cửa xả đáy ống hồi lưu hạt trơ (12).

Nạp hạt trơ lọai 2 vào máy cấp liệu (8), khởi động máy cấp liệu (8) cho hạt

trơ rơi xuống đáy tháp khí hóa.

Mở quạt (1) cho dòng khí vận tải hạt trơ lên xiclon (13) và rơi xuống ống

hồi lưu (12).

Mở và điều chỉnh máy tiếp liệu hạt trơ (11) cho đúng với năng suất yêu

cầu.

Điều chỉnh van chặn 4 cho vận tốc khí đạt giá trị V(5)=3,5m/s.

Điều chỉnh van chặn 2 sao cho nhiệt kế T(16) chỉ thị giá trị cao nhất có

thể đạt được.

Ghi tòan bộ số liệu của vận tốc khí V(3), V(5), nhiệt độ T(7), T(14),

T(16); giá trị lưu lượng hạt trơ, đường kính trung bình của hạt trơ vào dòng i=2

của bảng số liệu.

Tiếp tục thay đổi kích thước của hạt trơ, (lọai 3, lọai 4, lọai 5); lưu lượng

hạt trơ. Ứng với mỗi lọai điều chỉnh van 2 sao cho T(16) đạt giá trị max và ghi

số liệu tương ứng của vận tốc khí V(5), V(3), nhiệt độ T(7), T(14), T(16); giá trị

lưu lượng hạt trơ, đường kính trung bình của hạt trơ vào dòng i=3, i=4, i=5 trên

bảng 8-5.

Từ các số liệu thí nghiệm, tính quy đổi ra các số liệu phục vụ cho xây

dựng mô hình vật lý ở bảng 8-7.

Vận tốc khí trong tháp khí hóa được tính theo công thức:

= V1.(16/42) [m/s].

Lưu lượng khối lượng trấu đã khí hóa M được tính theo công thức:

(8-25) M=C.mkk.[T(16)-T(7)]/QH

Hệ số dẫn khối của qúa trình khí hóa D được tính theo công thức:

(8-26) D=M.ω/ρr

Trong đó:

C: [kJ/(kg.K)] nhiệt dung riêng của khói lò

lượng không khí tham gia phản ứng khí hóa=(v+v’)ρ.π.0,0322/4 mkk: [kg/s]

T(16) : [K] nhiệt độ lớn nhất ở đầu ra buồng đốt

b: [kJ/kg]

T(7) : [K] nhiệt độ phòng

nhiệt trị của trấu ẩm QH

M: [kg/s] Lượng trấu đã khí hóa

Bảng 8-5. Số liệu thực nghiệm

d m

V(3) V(5) T(7) T(14) T(16) I

(kg/h)

(mm) (m/s) (m/s) (K) (K) (K)

2,8 3 0,12 1 8 301 1023 1473

3,2 3,5 0,18 2 10 301 1073 1423

3,8 0,25 4 3 12 301 973 1473

4,2 0,4 4 14 4,5 301 923 1523

4,5 5 0,5 5 16 301 1023 1373

Bảng 8-6. Số liệu tra cứu





r



T(14) I

(oK) (m)

(kg/m3) 0,3465 (m2/s) 0,000122 (kg/m3) 504 (m2/kg) 32 4,2 1023 1

0,33 0,0001318 504 4,2 32 1073 2

0,363 0,0001121 700 4,2 32 973 3

0,384 0,0001029 700 4,2 32 923 4

1023 0,365 0,000122 700 4,2 32 5

Bảng 8-7 Số liệu tính tóan từ số liệu thực nghiệm mô hình vật lý

M (kg/h) 0,14439 0,149292 0,273119 0,386707 0,234134 D (m2/s) 0,00128347 0,00132704 0,00242773 0,0034374 0,0020812 I 1 2 3 4 5

Từ các số liệu thí nghiệm tính được các chuẩn số theo các công thức

 .M



 = D

 hd. 

(8-7): (8-8): Pr’= Re=

m  ..

r 

2 hd

(8-11): (8-19): π2 = π8=

 không thể 

Riêng công thức tính chuẩn số Stanton chuyển khối (8-6): St’=

tính trực tiếp từ các số liệu thực nghiệm trên. Việc tính chuẩn số St’ phải thông

qua dẫn giải từ các mối quan hệ chuyển khối sau:

Từ phương trình chuyển khối tuân theo định luật Fick áp dụng cho trường

hợp khuếch tán phân tử [75], [84], [86] cho công thức lượng chất được vận

chuyển trên một đơn vị diện tích, trong một đơn vị thời gian:



' =

dC  n

 C   D o  n

(8-27) i= .



Áp dụng cho trường hợp chuyển chất cho pha bên ngòai:

' c

' , nc





' C  nc ,

' c

'  C c  n

 c

(8-28) i= ). = c(

Trong đó:

C: [kg/kg] Phần khối lượng của chất phân tán trong một đơn

vị khối lượng pha rắn chứa chất

C’: [kg/m3] Nồng độ chất phân tán trong pha rắn, tính trên một

đơn vị thể tích của nó

’: [kg/m3]

Nồng độ chất phân tán bên ngòai pha rắn Cc

Nồng độ chất phân tán trên mặt pha rắn Cc,n

i: [kg/(m2.s)] Mật độ dòng chất

Hệ số chuyển khối từ pha rắn c: [m/s]

2 sm

.(.

)

kg 3 m

= [m/s]: Biểu thị cho lượng chất chuyển qua một đơn vị diện c =

tích bề mặt phân chia pha trong một đơn vị thời gian khi hiệu nồng độ ở giữa

dòng và nồng độ ở bề mặt pha rắn bằng đơn vị. Hệ số chuyển khối c là một

trong những hệ số động học cần thiết cho việc tính tốc độ chuyển khối, song

không thể đo trực tiếp hệ số chuyển khối c được, chỉ có thể tính nó thông qua

chuẩn số Staton. Như vậy vấn đề là thực nghiệm lấy bộ số liệu để tính tóan ra

bộ chuẩn số Stanton, xây dựng mô hình vật lý mô tả chế độ chuyển khối, cấp

nhiệt trong lò tầng sôi có các hạt trơ.

’: [kg/m3] Mật độ trấu ở đáy lò

Vận tốc khí trong thân lò : [m/s]

Ctr

Thể tích lò Vlo: [m3]

V: [m3/s] Lưu lượng không khí cấp vào đáy lò

h: [m] Chiều cao lò

: [m2/kg] Diện tích chuyển khối riêng

M: [kg/s] Lượng trấu đã tham gia phản ứng

Đường kính lò : [m]

F: [m2] Diện tích chuyển khối của trấu trong lò

Mật độ dòng chất trong quá trình khí hoá trong một đơn vị thể tích lò có thể

biểu thị qua quan hệ:

’ i=c. Ctr

(8-29)

Từ (8-29) suy ra c=i/ Ctr’; thay giá trị này vào phương trình (8-6) có:

 = 

i .' trC

(8-30) St’=

Mặt khác, quan hệ giữa mật độ dòng chất và lượng vật chất đã chuyển, diện

tích bề mặt chuyển chất thể hiện qua biểu thức:

(8-31) i= M/F

Diện tích chuyển pha biểu thị qua đẳng thức:

’.Vlo.

(8-32) F= Ctr

M = .

' trCF .

M '  . C . . tr

' VC . tr

’= M/V có: St’=

. Thế (8-32) vào (8-31) vào (8-30) có: St’=

. .

V loVM .

VM . 2 . loVM .

= Thay Ctr

2 .( .  2 hM .  .( .

)4/ ).4/

. Thay V=.2../4; Vlo=2.h../4 có: St’=

Giản ước đẳng thức trên được công thức tính chuẩn số chuyển khối:

2  . . . hM  4..

(8-33) St’=c/=

Trong phương trình (8-33), vế phải gồm các đại lượng có thể đo, tra; như vậy

chuẩn số Stanton hoàn tòan có thể tính được. Các số liệu đó được đưa ở bảng

8-7. Giá trị của St’ ứng với 5 trường hợp thí nghiệm với kích thước hạt, lưu

lượng hạt, vận tốc khí, khác nhau được thể hiện trên cột St’ của bảng 8-8.

Bảng 8-8. Các chuẩn số đồng dạng:

2 8 St' Re Pr'

0,548014871 2,099220992 208767,5699 0,095015943 1454,545455

0,605737546 3,329720356 106558,4471 0,099318532 1527,272727

0,393191089 6,456820016 50746,70146 0,046174909 1928,374656

0,306929665 12,4453087 19779,91175 0,029920871 1822,916667

0,543149397 14,05152225 14205,98681 0,058620158 1917,808219

Thay số từ bảng 8-8 vào hệ 5 phương trình (8-24) được hệ phương trình

mới:

-0,2612 =α1.0,3220 + α2.5,320 - α6.1,02 + α8.3,162 +lgC5

-0,2177 =α1.0,5224 + α2.5,028 - α6.1,00 + α8.3,183 +lgC5

(8-34) -0,4054 =α1.0,810 + α2.4,705 - α6.1,33 + α8.3,285 +lgC5

’ ’ ’ ’ ’

-0,5130 =α1.1,0950 + α2.4,296 - α6.1,52 + α8.3,260 +lgC5

-0,2650 =α1.1,1477 + α2.4,152 - α6.1,23 + α8.3,282 +lgC5

Ma trận tương ứng:

0,322 5,320 -1,022 3,163 1,000

0,522 5,028 -1,003 3,184 1,000

0,810 1,095 4,705 4,296 -1,336 -1,524 3,285 3,261 1,000 1,000

1,148 4,152 -1,232 3,283 1,000

Giải hệ 5 phương trình tuyến tính 5 ẩn số trên nhờ phần mềm EXEL bằng

phương pháp nghịch đảo ma trận:

MA TRẬN NGHỊCH ĐẢO

-99,98 118,68 19,49 14,33 -52,52

-64,12 76,26 14,20 8,70 -35,05

-15,66 19,22 2,80 -0,60 -5,76

28,50 -41,17 8,89 -14,96 18,75

268,15 -294,06 -107,06 -4,20 138,17

Kết quả :

-2,72 1=

-2,72 2=

-2,64 6=

8= lgC'5= -2,54 -2,65

C'5=0,00222.

Thay trở lại phương trình (8-22) ta có mô hình cụ thể mô tả quá trình khí hóa

trấu về mặt chuyển chất:

-2,54.

-2,72 (Pr’) -2,64π8

(8-35) St’=0,00222.Re-2,72 .π2

Công thức trên cho thấy các chuẩn số Re, π2, Pr’, π8 cùng có mức độ ảnh hưởng

đến quá trình khí hóa trấu ở vùng nhiệt độ thấp, vận tốc thấp.

64,2



72,2

Hệ số chuyển khối trong tháp tuần hoàn các hạt trơ:

m  ..

2 hd

 r  k

  

  

  

  

(8-36) =.0,00222.Re-2,72. .(Pr’)-2,64.

2)2,72.()-2,64.(D)2,64.(r)-2,64.(k)2,64.

=.0,00222.(.dh)-2,72.()2,72.(m)-2,72.(..dh

2,72 (D)2,64.(r)-2,64.

(8-37) =.0,00222.()0,08.(m)-2,72.()5,36.dh

Trong đó:

ν =[ m2/s ]: Độ nhớt động học dòng khí trong tháp.

=[m/s]: vận tốc dòng khí trong tháp.

m=[kg/s]: lưu lượng hạt trơ trong tháp.

=[kg/m3]: khối lượng riêng không khí.

r=[kg/m3]: khối lượng riêng hạt trơ.

dh=[m]: đường kính hạt trơ.

Dùng tương tự Colburn tìm ra mô hình cụ thể về cấp nhiệt:

0,1304.

St= St’.Pr’2/3/Pr2/3.

0,2148.(Pr’)-1,090.(Pr’)2/3.Pr-2/3.π8

-2,54.

=0,00222.Re-1,0028.π2

-2,72.(Pr’)-2,64.(Pr’)0,667.Pr-0,667.π8

-2,54.

St=0,00222.Re-2.72.π2

-2,72.(Pr’)-1,97.Pr-0,667.π8

(8-38) St=0,00222. Re-2,72.π2

100

KẾT LUẬN

Qua quá trình thực hiện đề tài, xin được rút ra các kết luận về đóng góp mới

của luận án:

1 Luận án này là công trình nghiên cứu đầu tiên sử dụng lò tầng sôi tuần

hoàn các hạt trơ để khí hóa trấu.

2 Mô hình thí nghiệm có kết cấu đơn giản, dễ vận hành, đáp ứng được yêu

cầu lấy thông số cho đề tài nghiên cứu. Xác định nhiệt trị của khí thành

phẩm thông qua chênh lệch nhiệt độ khí trước và sau khi cháy có ưu điểm:

có kết quả nhanh, dễ biết hướng quá trình.

3 Luận án đã xây dựng được hàm số mô tả chênh lệch nhiệt độ của khí thành

phẩm (của quá trình khí hoá trấu) trước và sau khi cháy trong vùng nhiệt độ từ 430 đến 720oC, phụ thuộc vào các biến số: vận tốc khí, lưu lượng

yˆ =475,03-825.v +197,5.mtr+225.w-4,69.mc.

trấu, độ ẩm và lưu lượng hạt trơ:

Trong đó: v: vận tốc dòng khí trong tháp phản ứng [m/s].

mtr : lưu luợng khối lượng trấu trong tháp phản ứng [kg/h].

w: độ ẩm của nhiên liệu trấu [kg/kg].

mc : lưu luợng khối lượng hạt trơ trong tháp phản ứng [kg/h].

4 Xác định được nhiệt trị lớn nhất của khí sản phẩm khi khí hóa trấu trong lò

tầng sôi các hạt trơ: ~10152kJ/m3 và hiệu suất cao nhất là 64%

5 Luận án đã xây dựng được phương trình mô tả quá trình chuyển khối

(thông qua chuẩn số Stanton chuyển khối) phụ thuộc vào chế độ thủy

động, lưu lượng pha rắn, liên hệ cấu trúc và tương quan khối lượng riêng

-2,54.

các pha:

-2,72 (Pr’) -2,64π8

St’=0,00222.Re-2,72 .π2

6 Luận án đã xây dựng được phương trình mô tả quá trình cấp nhiệt (thông

qua chuẩn số Stanton chuyển nhiệt) phụ thuộc vào chế độ thủy động, lưu

101

-2,54.

lượng pha rắn, liên hệ cấu trúc và tương quan khối lượng riêng các pha:

-2,72.(Pr’) -1,97 .Pr-0,667 π8

St=0,00222. Re-2,72 .π2

Giá trị của khí thành phẩm được đánh giá qua nhiệt trị của nó. Để nâng cao giá

trị của khí thành phẩm xin đề xuất hướng nghiên cứu tiếp cho quá trình khi hóa

trấu:

1. Nghiên cứu quy trình, và công nghệ khí hóa trấu sử dụng khí nguyên liệu

là oxy và hơi nước.

2. Nghiên cứu thiết bị trao đổi nhiệt để thu hồi nhiệt để gia nhiệt cho khí

nguyên liệu.

102

CÁC CÔNG TRÌNH KHOA HỌC ĐÃ CÔNG BỐ

1. Trần Ngọc Tân, Nguyễn Minh Tuyển (2004). “Đặc trưng thủy động và

truyền nhiệt ở lớp tầng sôi có các hạt trơ”, HÓA HỌC & ỨNG DỤNG số

4 (28), 32-35.

2. Trần Ngọc Tân, Hà Thị An, Nguyễn Minh Tuyển (2006). “Mô tả quá

trình khí hóa trấu ở lớp sôi các hạt trơ bằng mô hình vật lý”. TUYỂN

TẬP CÁC BÀI BÁO KHOA HỌC. Hội nghi khoa học lần thứ 20. Phân

ban công nghệ hóa học. Tiểu ban công nghệ hóa vô cơ, 283-286.

3. Nguyễn Minh Tuyển, Trần Văn Thắng, Trần Ngọc Tân (2006). “Quy

họach thực nghiệm trong các quá trình hóa lý”. TUYỂN TẬP BÁO CÁO

HỘI NGHỊ KHOA HỌC CÔNG NGHỆ LẦN THỨ 15. Quyển 3: cơ khí

xây dựng và vật liệu xây dựng, 82-89.

4. Trần Ngọc Tân, Nguyễn Minh Tuyển (2008). “Các mô hình vật lý mô tả

quá trình khí hóa trấu ở lớp sôi có các hạt trơ”. Tạp chí HÓA HỌC, T.46,

5A, 281-284.

103

TÀI LIỆU THAM KHẢO

TIẾNG VIỆT

[1] Trần Ngọc Tân (2000), Nghiên cứu xác định quá trình trao đổi nhiệt và đốt

cháy trấu trong tháp cháy tầng sôi tuần hoàn, Luận văn thạc sỹ, Đại học Bách

Khoa, Hà nội, trang 43-62.

[2] Bộ Nông nghiệp (7/1992) Năng lượng tái tạo ở nông thôn Việt Nam, Nhà

xuất bản Nông nghiệp, Hà nội, trang 15.

[3] Viện Công nghệ sau thu họach (10/1999), Các báo cáo tại seminar về kỹ

thuật mới trong công nghệ sau thu hoạch, Thành phố Hồ Chí Minh, trang 5.

[4] Đỗ Cảnh Dương (2004), Giáo trình địa chất các mỏ than, dầu và khí đốt,

Nhà xuất bản Khoa học và kỹ thuật, Hànội, trang 39.

[5] Phan Quang Xưng, Nguyễn Thanh Quang, Phạm Duy Vũ (2004), “Thiết kế

hệ thống lò lớp sôi qui mô thực nghiệm”, Tạp chí khoa học và công nghệ nhiệt

(60), trang 9.

[6] Nguyễn Minh Tuyển (2004) Quy hoạch thực nghiệm, Nhà xuất bản Khoa

học và kỹ thuật, Hà Nội, trang 9-12, 85.

[7] Nguyễn Minh Tuyển, Phạm Văn Thiêm (2001), Kỹ thuật hệ thống công

nghệ hóa học tập II, Nhà xuất bản Khoa học và kỹ thuật, Hà Nội, trang 249.

[8] Nguyễn Minh Tuyển (1987), Các phương pháp triển khai công nghệ hoá

học, Nhà xuất bản Khoa học và kỹ thuật, Hà Nội, trang 16-54.

[9] Nguyễn Thị Liêm (1996), Nghiên cứu thu hồi các sản phẩm nhiệt phân các

phế liệu thực vật, Luận án phó tiến sỹ khoa học kỹ thuật, Đại học Bách Khoa,

Hà Nội.

[10] Nguyễn Bin (2007), Các quá trình và thiết bị trong công nghiệp hóa chất và

thực phẩm. Tập 5, Nhà xuất bản Khoa học kỹ thuật, Hà Nội, trang 226.

[11] Đào Văn Lượng (1993), Giáo trình Hóa lý, Đại học Bách khoa, Thành phố

Hồ Chí Minh, trang 4.

[12] Ngô thị Nga (1998), Kỹ thuật phản ứng, Nhà xuất bản Khoa học kỹ thuật,

104

Hà Nội, trang 59.

[13] Trần thị Đà (2007), Cơ sở lý thuyết các phản ứng hóa học, Nhà xuất bản

Giáo dục Việt nam, Hà Nội, trang 125.

[14] Mai Xuân Kỳ, Vũ Đình Tiến (1998), Tạp chí hoá học (số 34) 4B, trang 15-22.

[15] Mai Xuân Kỳ, Hà Thị An, Tạ Hồng Đức (2003), Tạp chí hoá học 4B (số

39), trang 15.

[16] Vũ Đình Tiến (1999), Nghiên cứu lí thuyết quá trình chuyển nhiệt Luận

văn thạc sỹ, Đại học Bách khoa, Hà nội, trang 101.

[17] Mai Hữu Khiêm (1993), Giáo trình Hóa keo, Trường Đại học Bách khoa,

tp Hồ Chí Minh, trang 58.

[22] Nguyễn Hữu Tình, Lê Tấn Hùng, Phạm Thị Ngọc Yến,…-Cơ sở[18]

Nguyễn Hoàng Hải, Nguyễn Khắc Kiểm, Nguyễn Trung Dũng (2003), Lập

trình Matlab, Nhà xuất bản Khoa học kỹ thuật, Hà Nội, trang 42.

[19] Tập thể tác giả (1999), Sổ tay quá trình và thiết bị công nghiệp hóa chất

Tập 1, 2 Nhà xuất bản Khoa học kỹ thuật, Hà Nội.

TIẾNG ANH

[20] A.A.M. Daifulla, N.S. Awwad, S.A. El-Reefy (2004) “Purification of wet

phosphoric acid from ferric ions using modified rice husk”, Chem. Eng. Proc,

(43), trang 193-201.

[21] U thet Zin, Kyi lwin (1982), Utilization of agricultural waste as fuel for

produce gaz with emphasis on rice husk, FAO, Bangkok, Thailan, trang 19-21

[22] E.Cryz (1983) Producer-gas technology for rural applications, FAO,

Philipine, trang 13-15

[23] IRRI (1992) Improving the well being of small area rice famers relevant

Engineering technologies, P.O.Box 933.1099 Manila, Philipine.

[24] Zenz F. A., Werl N. A. (1958), “A theoretical empirical approach to the

mechanism of particle entraiment from fluidized bed”, AIChE, v 4, trang 472-479.

105

[25] Lowery (1985), Chemistry of coal utilisation, John Wiley and Sons, New York.

[26] H. E. Klei J. Sahaglan and Donald W. Sundstrom (1975) “Kinetic of the

Activated Carbon - Steam reaction” Ind. Eng.Chem. Process. Des.Dev. (14)

trang 470.

[27] C. J. Kirubakaran, K. Krishnaiah, S. K. Seshadri (1991) “Experimental

study of the production of activated carbon from coconut shells in a fluidized

bed reactor”, Ind. Eng. Chem. Res. (30), trang 2411-2416.

[28] J.R. Grace, G. Sun (1991) “Influence of particle size distribution on the

performance of fluidized bed reactors”, Can. J. Chem. Eng. (69), trang 1126-1134.

[29] D. Shi, R. Nicolai, L. Reh (1998) “Wall- to- bed heat transfer in circulating

fluidized beds”, Chem. Eng. Proc., (37), trang 287-293.

[30] J. Adanez, L.F. de Diego, P. Gayan, L. Armeto, A. Cabanillas (1995), “A

model for prediction of carbon combustion effeciency in circulating fluidized

bed combustors”, Fuel, (74), trang 1049-1056.

[31] D. Gauthier, S. Zerguerras, G. Flamant (1999) “Influence of particle size

distribution of powders on the velocities of minimum and complete

fluidization”, Chem. Eng. J (74) trang 181-196.

[32] Ross I. B., Davidson J. F. (1981) “Coal burning”, Trans. Ind. Chem. Eng.,

(v.59), trang 108 - 114.

[33] Robert J. Klee, Michael E. Coltrin, Peter Glarborg (2004), “Distribute solid

in fluidized bed”, Chem. Eng. Proc. (43), trang 187-192.

[34] Year-Round (1963), Rice cultivation- The Asia foundation, trang 10.

[35] Hanono F, E.Lerner (1978), “Adsorption of NO and NO2 on charcoal between 195 and 300oK” J.of Catalysis (31), trang 398.

[36] Chihara, K, Matsui I, Smith J- M (1981) “Steam - Carbon reaction

kinetics” AIChE Jornal (27), Trang 220-225.

[37] Strickland. Constable R.F., (1953), “The kinetic of the oxydation of

carbon” J. Chim. Phys.(34), trang 322-327.

[38] S. Friedrich, D. Gelbin. (1985), “A simple mathematical model describing

106

the activation of carbon”. Chem. Eng. Process, (19), trang 143 – 149.

[39] Y.Nakano, T.Kato and K.Suzuki (1991), “Micropore structure and

intrapore diffusion of oxygen and nitrogen in a molecular sieving carbon”, J.

Chem. Eng. J (24), trang 476 -483.

[40] Makhorin K.E. Khinkis P.A., (1984), Symposium on heat and mass

transfer in fixed and fluidized beds, Dubrovnik, Whashington, D.C.:

Hemisphere Publ., trang 1-11.

[41] K.-D. Henning J. Degel (1990) “Activated Carbon for Solvent Recovery”,

Meeting of the European Rotogravure Association Engineers Group Mulhouse/

France. 20/21 March ,1990.

[42] Mai Xuan Ky, Ta Hong Duc, Pham Ngoc Anh (2005), “Investigation on

activationof cononutshell charcoal with steam and determination of kinetic

model of reaction”. RSCE – 2005 (Regional Symposiump on Chemical

Engineering), Chemical Engineering Vol.2, trang 185–193.

[43] Zenz F. A. Othmer D. F. (1960), Fluidization and fluid particle systems,

Reinhold, N. Y., trang 513.

[44] Xianghai Meng, Chunming Xu, Jinsen Gao, Qian Zhang (2004) “Effect of

catalyst to oil weight ratio on gaseous product distribution during heavy oil

catalytic pyrolysis”, Chem. Eng. Proc (43), trang 965-970.

[45] D.M.Etter (1993), Engineering problem solving with Matlab pratice, Hall

International, Inc, trang 84-92.

[46] Koto, K.Matsuara K. (1980), “The thermal generation of spent activated

carbon”, Chem. Eng. of Japan (13), trang 214-219.

TIẾNG PHÁP

[47] Fournol A. B., Bergounon M. A. Baker C. G. I., Nazemi A. (1973), La

fluidisation et ses Applications, Societe Chimie Industrielle, Toulouse, trang 147.

107

TIẾNG ĐỨC

[48] E. Klose und W.Heschel (1987), “Zur Eignung von Braunkohlenkoksen

fur die Aktivkohleherstellung“ Chem. Technik (39), trang 70-74.

[49] Hamut-v-Kiele, E. Baeder (1980) Aktivkohle und ihre industrielle

Anwendung, Ferdinand-enke Verlag, Stuttgart, trang 62-63

TIẾNG NGA

[50] Н.И. Лауров (1986) Пeрспетивии pазвития газовой промыщленности

в CCCP, Химия, Москва, trang 3 – 6.

[51] П. Н. Галущко (1961), Изледвание кинетики реакции C+H2O при

низких температyрех, Химия, Москва, trang 43 – 46

[52] Г.Н.Макарова и Г.Д.Харламповича (1986), Химическая технология

твердых горючих ископаемых, Химия, Москва, trang 384.

[53] Cосца М. Х., Коцэбуков Н. Б. С. (1968), “Опредение дипазона

сyществования кипящего слоя”, -ИФЖ, т. ХV,(№ 1), trang 73-78.

[54] А.И.Cкобло (1982), Процессы и аппараты нефтеперерабатывающей

и нефтехиимческой промыщленности, Химия, Москва, trang 534.

[55] И.П. Мухлелова (1986), Расчёты аппаратов кипящего слоя, Химия,

Ленинград, trang 217- 242.

[56] Н.Б. Kондуков (1972), Печь для oбжигa известняка KC-1000-1.

Прокопский Минчермет УССР, ДонНИИчермет, trang 200.

[57] Ахундов А. А. Петрихина Г. А. , Поликовская А. И. (1975), Обжиг в

кипящем слое в производстве строительных материалов, Строиздат,

Москва trang 248.

[58] Романков П. Г., Ращковская Н. Б. (1968), Сушка в кипящем слое

Химия, Москва, trang 288.

[59] А.И. Плановский (1979), Сушка дисперсных материалов в хиимческой

промыщленности, Химия, Москва, trang 185-189.

[60] М.Ш. Исламов (1969), Печи в хиимческой промыщленности, Химия,

108

Ленинград, trang 76.

[61] А. И. Астахов (1982), Химия, Выщая Школа, Киев, trang 200.

[62] Кригман. Л.Е. Баскаков А. П. (1965), “Проблемы киниетики и катализа” Газовая пром., (Nо1), trang 29-31.

[63] Н.И. Смоловский (1981), Теплотехнка и гидравлика коксовых печей,

Химия, Москва, trang 11.

[64] Л.А. Николаев (1981), Физическая химия, Химия, Москва, trang 140.

[65] М.Х.Карапетянц (1985), Bведeние в теорю химических процессов,

Выщая Школа, Москва, trang 82.

[66] Л.М.Батунер (1960), Математикие методы в химической техникe,

Выщая Школа, Москва, trang 96.

[67] Аэров М.Э., Тодес О. М. (1968), Гидравлические и тепловые основы

работы аппаратов со стационарным и кипящим зернистым слоем,

Химия, Ленинград, trang 512.

[68] Гельпepин Н. И., Айнштейн В. Г, Квaшa В. Б. (1864), Основы техники

псевдоoжижения, Химия, Москва, trang 288.

[69] Влaдимиров А. И., Шавpuн М. А.(1973), “Процессы в кипящем слое”,

Химия и техлоногия топлив и масел, (, № 10), trang 39-41.

[70] Myхленов И. П., Анoхин В. Н., Проскуяков В. А. (1978), Катализ в

кипящем слое, Химия, Ленинград, trang 232.

[71] Кунии Д., Левеншпинль О. (1976), Промыщленное псевдоожижение,

Химия, Москва, trang 447.

[72] Дэвидсoн И. Ф., Харрисон Д. (1965), Псевдоожижение твердых

частиц, Химия, Москва, trang 184.

[73] И.Ф. Дэвидсона, Д. Харрисона (1974), Псевдоожижение. Химия,

Москва, trang 728.

[74] Лева М. (1961), Псевдоожижение, Гостоптехиздат, Москва, trang 400.

[75] Рождественский О. И., Вяликова Л.Г., Барабанова Г.Г. (1977), -Изв.

вузов, Химия и хим.технол., , т. ХХ, (№ 7), trang 12-34.

109

[76] В. И. Мяснисков (1978) Механика многокомпонентных сред в

техлоногических процессах, Наука, Москва, trang 87.

[77] Р.Б. Розенбаум., О.М. Тодес (1957), “Нестадионарные процессы в катализе” - ДАН СССР, , T. 115, (No 3), trang 504-507.

[78] Зародский С. С. (1971), Высокотемпературные установски с

псевдоожиженным слоем, Энергия, Москва, trang 328.

[79] Буеич Ю. А., Минаев Г. А. (1984), Стpуиное пcевдоожижение

Химия, Москва, trang 136.

[80] Н.Б. Kондуков (1961), “Псевдоожижение твердых частиц” _ ИФЖ, T. 4, (No 3), trang 31-38.

[81] И.М. Разумов (1964), Пcевдожижение и пневмотранспорт сыпучих

материалов, Химия, Москва, trang 160.

[82] Тодес О. М., Цитович О. Б. (1981), Aппараты с кипящим зернистым

слоем, Химия, Ленинград, trang 296.

[83] И.М. Разумов (1981) Пневмо и гидротранспорт в теорю химической,

Химия, Москва, trang 155.

[84] С.П. Рудобашта (1980), Массопреренос в системах с твёрдый фазой,

Химия, Москва, trang 22.

[85] А.Г. Касакин (1961), Основные процессы и аппараты хиимческой

техлоногий, Государственное Научно-техническое издательство

Химическои литературы, Москва, trang 476

[86] Ю.К.Моноканов (1979), Процессы и аппараты

нефтергазопереработки, Химия, Москва, trang 221.

Luận án Tiến sĩ Kỹ thuật: Nghiên cứu đặc trưng chuyển động và truyền nhiệt của lớp tầng sôi khi khí hóa trấu trong lò tầng sôi tuần hoàn các hạt trơ

TRẦN NGỌC TÂN

NGHIÊN CỨU ĐẶC TRƯNG CHUYỂN ĐỘNG VÀ

TRUYỀN NHIỆT CỦA LỚP TẦNG SÔI KHI KHÍ HÓA TRẤU

TRONG LÒ TẦNG SÔI TUẦN HOÀN CÁC HẠT TRƠ

LUẬN ÁN TIẾN SỸ KỸ THUẬT

HÀ NỘI 2011

LỜI CẢM ƠN

PHẠM NGỌC ANH

Lời cam đoan

PHẠM NGỌC ANH

CÁC CHỮ VIẾT TẮT VÀ KÝ HIỆU ĐƯỢC DÙNG TRONG LUẬN ÁN

Các ký hiệu chữ la-tinh

Đơn vị đo [ m2/s] [kJ/kg.oK] [kg/m3] [kg/m3] [kg/m3] [m2/s]

[oK]

Các ký hiệu chữ Hy-lap

Đơn vị đo

[kg/m3] [m2/m3]

DANH MỤC CÁC BẢNG SỐ LIỆU TRONG LUẬN ÁN

DANH MỤC CÁC HÌNH VẼ, ĐỒ THỊ TRONG LUẬN ÁN

MỞ ĐẦU

PHẦN I. TỔNG QUAN VỀ CÔNG NGHỆ, THIẾT BỊ VÀ

CÁC PHƯƠNG PHÁP TIẾP CẬN NGHIÊN CỨU KHÍ HÓA

1.6.1. Công nghệ chu trình hỗn hợp

 y min

 y

2

PHẦN II. NGHIÊN CỨU, THỰC NGHIỆM VÀ KẾT QUẢ

Hình 7.1. Mô hình bài toán hộp đen.



 y

2

KẾT LUẬN

CÁC CÔNG TRÌNH KHOA HỌC ĐÃ CÔNG BỐ

TÀI LIỆU THAM KHẢO

Có thể bạn quan tâm

Tài liêu mới

AI tóm tắt

Giới thiệu tài liệu

Đối tượng sử dụng

Từ khoá chính

Nội dung tóm tắt

Giới thiệu

Về chúng tôi

Việc làm

Quảng cáo

Liên hệ

Chính sách

Thoả thuận sử dụng

Chính sách bảo mật

Chính sách hoàn tiền

DMCA

Hỗ trợ

Hướng dẫn sử dụng

Đăng ký tài khoản VIP

093 303 0098

support@tailieu.vn

Phương thức thanh toán

Theo dõi chúng tôi

Facebook

Youtube

TikTok