Nghiên Ứu Xây Dựng Mô Hình Động Họ Giả Ân Bằng Ho Quá Trình Khí Hóa Á Loại Vật Liệu Sinh Khối Trong Thiết Bị Khí Hóa Tầng Sôi.pdf

T H Â N N G Ọ C T R U N G K Ỹ T H U Ậ T H Ó A H Ọ C K H Ó A B 2011 BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HÀ NỘI  Thân Ngọc Trung NGHIÊN CỨU XÂY DỰNG MÔ HÌNH ĐỘNG HỌC GIẢ CÂN BẰNG CHO QU[.]

BẰNG CHO QUÁ TRÌNH KHÍ HÓA CÁC LOẠI VẬT LIỆU SINH KHỐI TRONG THIẾT BỊ KHÍ HÓA TẦNG SÔI

LUẬN VĂN THẠC SĨ KỸ THUẬT CHUYÊN NGÀNH: KỸ THUẬT HÓA HỌC

Hà Nội – Năm 2013

M C L C Ụ Ụ

M C L C IỤ Ụ

LỜI CAM ĐOAN III

L I CỜ ẢM ƠN IV DANH M C CÁC KÝ HI U VỤ Ệ DANH M C CÁC B NG VIIIỤ Ả DANH M C CÁC HÌNH V IXỤ Ẽ PHẦN I: T NG QUAN 1Ổ CHƯƠNG 1 NĂNG LƯỢNG TÁI TẠO VÀ CÁC ỨNG DỤNG CỦA CÔNG NGH ỆKHÍ HÓA SINH KHỐI, PHƯƠNG PHÁP NGHIÊN CỨU QUÁ TRÌNH

KHÍ HÓA 1

CHƯƠNG 2 CÁC QUÁ TRÌNH CÔNG NGH KHÍ HÓA SINH KH I 4Ệ Ố CHƯƠNG 3 KHÁI QUÁT VỀ CÁC DẠNG MÔ HÌNH TOÁN HỌ ỨC NG D NG TRONG CÔNG NGH KHÍ HÓA SINH KH I KHÍ HÓA 16Ụ Ệ Ố 3.1 Mô hình h ệthống quá trình (PSM) 16

3.2 Tính toán thủy động lực học dòng ch y (CFD) 18ả 3.3 M c tiêu c a nghiên c u 19ụ ủ ứ PHẦN II MÔ HÌNH TÍNH TOÁN VÀ MÔ HÌNH TH C NGHI M 20Ự Ệ CHƯƠNG 4 T NG QUAN V XÂY D NG MÔ HÌNH VÀ MÔ PHỔ Ề Ự ỎNG CHO LỚP TẦNG SÔI 20

CHƯƠNG 5 MÔ HÌNH ĐỘNG HỌC GI CÂN BẢ ẰNG 22

5.1 Nhiệt phân 23

5.2 Ph n ng Than-ả ứ khí 28

5.3 Ph n ng pha khí 29ả ứ 5.4 Quy trình tính toán 31

CHƯƠNG 6 CÁC CHỈ TIÊU ĐÁNH GIÁ QUÁ TRÌNH KHÍ HÓA SINH KHỐI TRONG H THỆ ỐNG DFB 34

CHƯƠNG 7 KẾT QUẢ VÀ TH O LU N 38Ả Ậ7.1 So sánh các kết quả mô hình v i d li u thí nghi m 38ớ ữ ệ ệ7.2 nh h ng c a nhiẢ ưở ủ ệt độ và t l h i n c 41ỷ ệ ơ ướ7.3 Điều ki n hoệ ạt động hi u qu c a các khí t ng hệ ả ủ ổ ợp cho phát điện 53

CHƯƠNG 8 KẾT LUẬN 56PHẦN 3 T NG K T VÀ K T LU N C A NGHIÊN C U 58Ổ Ế Ế Ậ Ủ Ứ3.1 K T LU N 58Ế Ậ3.2 H N CHẠ Ế VÀ ĐỊNH HƯỚNG CHO NH NG NGHIÊN C U TRONG Ữ Ứ

TƯƠNG LAI 59TÀI LIỆU THAM KHẢO 60

L I CAM Ờ ĐOAN

Bản luận văn thạc sỹ Chuyên ngành Kỹ thuật Hóa học với đề tài: “Nghiên cứu

xây dựng mô hì nh động học gi cân b ng cho quá trình khí hóa các loả ằ ại vật

dẫn của TS Nguyễn Đặng Bình Thành – B ộ môn Máy và Thiết bị Công nghiệp Hóa chất – Viện Kỹ thuật Hóa học – Trường Đại học Bách Khoa Hà Nội Tôi xin cam đoan, luận văn không sao chép nội dung t b t k m t luừ ấ ỳ ộ ận văn thạ ỹc s

ho c lu n án ti n s nào khác ặ ậ ế ỹ

Hà N ội, ngày 26 tháng 03 năm 2013

Ngườ i vi t ế

Thân Ngọc Trung

đề tài

u, Vi n o S Xin gửi lời trân trọng cảm ơn Ban Giám hiệ ệ Đào tạ au đại học và các th y, cô giáo Vi ầ ện Kỹ thu ậ t Hóa h ọc - Đạ ọ i h c Bách khoa Hà N ội đã tậ n t ình

d ạ y dỗ, gi p đỡ, tạo điều kiện thuận lợi cho tôi hoàn thành các nội dung học tập và ú

DANH M C CÁC KÝ HI U Ụ Ệ

Ký hi u Latin ệ

c p kJ/kmol-K Nhi t dung riêng mol phân t ệ ử

C p kJ/kg-K Nhi t dung riêng ệ

E non 1/K H s không cân bệ ố ằng nhiệt động học

0

T

G

∆ kJ/kmol Năng lượng t do Gibbs tiêu chu n ự ẩ

H biomass kg/hr Nhiệt thay đổ ủi c a sinh kh i tố ại điều kiện đầu vào

H char kg/hr Nhiệt thay đổi của than chưa phả ứng tại đầu ra n

khí hóa

H demand kJ/hr Lượng nhi t c n thi t ệ ầ ế

H g,in kJ/hr Lượng nhiệt đi vào lò khí hóa

H g,out kJ/hr Lượng nhi t ra kh i lò khí hóa ệ ỏ

H loss kJ/hr Nhi t thệ ất thoát ra ngoài môi trường

H steam kJ/hr Lượng nhiệt thay đổi của hơi nước

0

f

H

∆ kJ/kmol Enthalpy tại điều kiện chuẩn

ΔH C MJ/hr Lượng nhiệt đốt cháy c a khí sủ ản phẩm

K - H ng s cân b ng nhiằ ố ằ ệt động h c ọ

K * - H ng s cân bằ ố ằng đã hiệu ch nh ỉ

LHV biomass kJ/kg Giá tr nhi t tr thị ệ ị ấp của sinh kh i ố

LHV product MJ/Nm3 Giá tr nhi t tr thị ệ ị ấp của khí s n ph m ả ẩ

LHV char kJ/kg Giá tr nhi t tr thị ệ ị ấp của than

n kmol/hr L u l ng mol ư ượ

Q bomass kg/hr Lưu lượng sinh kh i vào ố

Q C kg/hr Lượng carbon trong sinh kh i ố

Q char kg/hr Lượng carbon chưa phả ứn ng

Q C,convert kg/hr Lượng carbon đã chuyển hóa sang khí s n ph m ả ẩ

Q C,fixed kg/hr Lượng carbon c nh trong sinh kh i ố đị ố

Q product Nm3/hr Lưu lượng khí s n ph m ả ẩ

r add kg/kg T l b sung sinh kh ỷ ệ ổ ối

φchar - Than dư

Subscripts

j - Ch s ph n ng ỉ ố ả ứ

DANH M C CÁC B NG Ụ Ả

Trang

B ảng 7.2 Thành phần hóa học của gỗ thông……… 41

B ảng 7.3.Điều ki n ti n hành thí nghi m và các thông s nghiên c uệ ế ệ ố ứ ……… 42

B ảng 7.4. Đánh giá điều kiện làm việc của mô hình khí hóa gỗ thông bằng

yếu tố hơi nước cho thiết bị khí hóa kiểu tầng sôi tổ ợp (DFB) với công suấ h t

1.8 MW t i ba m làm viạ điể ệc đáng lưu ý trong Hình 7.14……… 47

DANH M C CÁC HÌNH V Ụ Ẽ

Trang

Hình 1.1 Độ tăng mức độ tiêu th ụ năng lượng toàn c u (2001-2005) [3] ầ …… 2

Hình 1.2 Công nghệ khí hóa và ứng dụng của sản ph m khí t ng h pẩ ổ ợ ………… 3

Hình 2.1 Phân lo i các ki u khí hóaạ ể ……… 4

Hình 2.2 Các giai đoạn trong thiết bị khí hóa tầng dịch chuyển dòng hướng lên (updraft) [12]………. 5

Hình2.3 Thiết bị khí hóa tầng sôi sủi bọt kiểu Winkler nhiệt độ cao (HTW) [12]……… 7

Hình 2.4 Thi t b khí hóa t ng sôi tu n hoàn [12]ế ị ầ ầ ………. 8

Hình 2.5 Thi t b khí hóa t ng sôi ki u t h p (CFB và BFB) [11, ]ế ị ầ ể ổ ợ 14 ……… 9

Hình 2.6 Thi t b khí hóa tế ị ầng sôi ghép đôi……… 11

Hình 2.7 Minh họa quá trình khí hóa trong thi t b ế ịDFB[59]………. 12

Hình 2.8 S ựcuố ạn h t trong lò khí hóa dòng lôi cu nố ……… 13

Hình 2.9 Hai ki u chính c a lò khí hóa dòng lôi cu n [ ]ể ủ ố 12 ……… 14

Hình 2.10 Một thiế ịt b khí hóa dòng cu n theo ki u top-fed downflow [12] 15 ố ể Hình 4.1 Nguyên tắc xây dựng mô hình của thiết bị ầng sôi tổ ợp dùng t h cho khí hóa than……… 20

Hình 5.1 Cấu trúc c a mô hình gi cân bủ ả ằng ba giai đoạn cho khí hóa sinh kh iố .……… ………. 22

Hình 5.2 Thành phần tỷ ệ ủa CO và CH l c 4 (ϕCO và ϕCH) t i nhạ ững nhiệt độ khác nhau: (a) ϕCO khi nhiệt độ thay đổi; (b) ϕCH khi nhiệt độ thay đổi.……… 27

Hình 5.3 Ảnh hưởng của nhiệt độ khí hóa (T) tới hằng số cân bằng (K) và

h s ệ ố không cân bằng (κ) của phả ứn ng khí-hơi nước: (a) K ớ T; (b) κ với v i

T ……….

30

Hình 7.1 Thành phần khí sản phẩm tại ững Tnh và γ khác nhau khi so sánh

với số ệu thí nghiệ li m [65]: (a) Thành phần khí sản phẩm so vớ T; (b) i

Thành ph n khí s n ph m so v i ầ ả ẩ ớ γ

39

Hình 7.2 Ảnh hưởng c a nhiủ ệt độ T tới độ chuy n hóa carbon (ể ϕC), than dư

(ϕchar) và lưu lượng khí sản phẩm (Vyield) t i ạ γ =

0.3……… ……… …….

43

Hình 7.3 nẢ h hưởng c a t i thành ph n khí s n ph m t i ủ T ớ ầ ả ẩ ạ γ = 0.3……… 44

Hình 7.4 Ảnh hưởng của T lên tỷ ệ ắn tuần hoàn r l r ( cir) và lượng nhiên liệu

thêm vào (r add) t i ạ γ = 0.3……… 45

Hình 7.5 Ảnh hưởng của T lên hiệu suất thu hồi nhiệ ηt ( e) và nhiệt trị ấ th p

c a khí sủ ản phẩm (LHVproduct) t i ạ γ = 0.3……… 46

Hình 7.6 nh Ả hưởng của γ lên độ chuyển hóa carbon (ϕC), than dư (ϕchar),

và lưu lượng khí s n ph m (Vả ẩ yield) t i T = 780 ạ oC………. 48

Hình 7.7 Biểu đồ ổng hợp các chỉ tiêu hoạ ộ t t đ ng của thiết bị khí hóa DFB

v i công su t ớ ấ 1.8 MW ớ ự tác độv i s ng của T và γ ……… 49

Hình 7.8 Ảnh hưởng của γlên thành phần khí s n ph m t i ả ẩ ạ T = 780 oC……… 50

Hình 7.9 Ảnh hưởng của γ lên tỷ ệ ần hoàn rắ r l tu n ( cir) và lượng nhiên liệu

thêm vào (r add) t i ạ T = 780 oC……… …… 51

Hình 7.10 Ảnh hưởng của γ lên hiệu suất thu hồi nhiệ ηt ( e) và nhiệt trị ấp th

c a khí sủ ản phẩm (LHV product) t i = 780 ạ T oC……… 52

Hình 7.11 Ảnh hưởng của γ lên hiệu suất thu hồi nhiệt (ηe) và nhiệt trị ấ th p

của khí sản phẩm (LHVproduct) t i ạ T = 780

oC………

53

PH N I: T Ầ Ổ NG Q UAN CHƯƠNG 1 NĂNG LƯỢ NG TÁI T O VÀ CÁC NG D NG C A CÔNG Ạ Ứ Ụ Ủ

hợp khi chúng sinh trưởng Dạng năng lượng dự ữ này có thể được giải phóng và tr chuyển hóa sang nhiều dạng năng lượng khác nhau như nhiệt, điện, ánh sáng, và cơ

h c thông qua mọ ột số quá trình công ngh nâng c p và nhi t chuyệ ấ ệ ển hóa [10]

Trong những năm gần đây, đã có rất nhi u nghiên c u t p trung vào các công nghề ứ ậ ệ nhiệt chuyển hóa sinh khối bởi vì: ệc sử ụng sinh khối làm năng lượng có khả vi dnăng kiểm soát m c th i CO2 ứ ả ra ngoài môi trường [10] và có thể ểm soát được ki

vấn đề năng lượng không bị ph thuụ ộc bởi những nguyên liệu hóa thạch Trong số

những công nghệ nhiệt chuyển hóa như khí hóa, nhiệt phân hủy và đốt, thì khí hóa được coi là m t công ngh kinh t nh t b i vì nó có th chuy n hóa sinh khộ ệ ế ấ ở ể ể ối sang

nh ng dữ ạng khí đố ạt s ch ộ m t cách tr c ti p ự ế

Hình 1.1: Độ tăng mức độ tiêu th ụ năng lượ ng toàn c ầ u (2001 -2005) [3]

Hình 1.2. Công nghệ khí hóa và ng d ng c a s n ph m khí t ng h p ứ ụ ủ ả ẩ ổ ợ

Ưu điểm của phương pháp khí hóa là sử ụ d ng khí t ng h p hi u qu ổ ợ ệ ả hơn nhiều so

với việ ốc đ t trực tiếp các nguồn nhiên liệu ban đầu do có thể đố ở t nhiệt độ cao hơn Khí t ng h p có thổ ợ ể đốt tr c ti p trự ế ong các động cơ đốt trong, sử ụng để ả d s n xuất methanol và hydro ho c chuy n hóa thành nhiên li u tặ ể ệ ổng hợp nhờ phương pháp Fischer-Tropsch Phương pháp khí hóa cũng có thể áp dụng với các loại nhiên liệu không có ích khác như các phế ả ữu cơ hay sinh k ối Quá trình đố ở th i h h t nhiệt độcao giúp lo i b các thành phạ ỏ ần tro ăn mòn như clorua, kali tạo thành s n ph m khí ả ẩ

S n suả ất điện

Hydroge

n Ethanol

T ng h p ổ ợFischer-Tropsch

Methanol

Turbine khí chu trình kết

h p ợ

Pin nhiên liệu

Phân bón

Diesel/ Keroense

Acid Acetic

Nhiên liệ u đa d ạng

Sản phẩm đa dạng

Khí tổng h p ợ

SạchGiá thành th p ấ

CHƯƠNG 2 CÁC QUÁ TRÌNH CÔNG NGH KHÍ HÓA SINH KH I Ệ Ố

S ự phân loại dựa trên cách thức tiếp xúc giữa pha khí pha rắn và môi trường khí hóa Theo đó, các thiế ị khí hóa đượt b c chia ra thành 3 kiểu cơ bản [ ]: 12

T ng dầ ịch chuyển

- T ng sôi ầ

- T ng (dòng) cu n theo ầ ố

Hình 2.1 Phân lo ại các kiể u khí hóa

Với mỗi kiểu khí hóa thì có một khoảng áp dụng riêng 13 (tùy theo công suất [ ] nhi t yêu c u) ệ ầ

2.1 Khí hóa tầng dịch chuyển ( fixed/ moving bed)

Trong thi t b khí hóa dòng cu n theo và t ng sôi (ế ị ố ầ ở phần sau), môi trường khí hóa vận chuyển các hạt nhiên liệu trong lò, nhưng với tầng dịch chuyển thì nhiên liệu được đỡ ở b i ghi lò Trong quá trình khí hóa, nhiên li u d ch chuy n t nh ti n xu ng ệ ị ể ị ế ốdưới Thi t b c nh ki u này có th xây d ng d dàng, b i th có m t s ế ị ỡ ỏ ể ể ự ễ ở ế ộ ố lượng l n ớđượ ử ục s d ng trên toàn th gi i [12] ế ớ

S ự hòa trộn vào trao đổi nhiệt trong tầng dịch chuyển là khá kém, khó đạt được sựphân ph i nhiên liố ệu, nhiệt độ và thành ph n các khí mầ ột cách đồng đều theo mặt

c t ngang c a thi t bắ ủ ế ị Bởi th nó không hiế ệu quả trong các thi t b quy mô l n ế ị ớ

Hình 2.2 Các giai đoạ n trong thi t b khí hóa t ng d ch chuy ế ị ầ ị ển dòng hướ ng lên

(updraft) [12]

Hoạt động:

Theo như trên Hình 2.2 thì m t thi t b khí hóa t ng d ch chuyộ ế ị ầ ị ển dòng hướng lên có dòng môi trường khí hóa (không khí, oxi, hoặc hơi nước) đi từ dưới lên qua l p v t ớ ậ

liệu sinh khố còn chuyển động của lớp vật liệu sinh khối có chiều ngược lại i Khí

sản phẩm thoát ra phía trên Dòng môi trường đi vào qua bộ phân phối (ghi lò), tại

đó gặ ầp t ng nóng và x lò [12] X ỉ ỉ rơi qua ghi lò

Kiểu này thích hợp cho loại nhiên liệu có lượng tro xỉ cao, độ ẩm cao (như sinh

kh i), chố ất bốc thấp (như than củi) [ ] 12

2.2 Khí hóa tầng sôi (fluidized bed)

Trong mộ ớ ầt l p t ng sôi phổ ế bi n, v li u sinh khậ ệ ối hoặc than được nghi n nhề ỏ hơn

10 mm r i ồ được cấp vào lò Trong lò có v t li u t ng ( hậ ệ ầ ạt trơ) đã gia nhiệt và được

tạo tầng sôi bởi dòng hơi, không khí, hoặc oxi, hoặc hỗn hợp của chúng (tùy vào

việc lựa c ọn môi trườh ng khí hóa) [12] Tro x ỉ được tháo x d dàng ả ễ ở phía đáy tầng[12] Nhiệt độ thường được giữ dưới 980oC với khí hóa than và dưới 900oC với khí hóa sinh khối để tránh s ự nóng chảy c a tro ủ và để đảm b o sả ự phân hủy hoàn toàn

c a nh a than (tar) ủ ự

Dòng môi trường khí hóa có th ể được cấp vào qua 2 giai đoạn:

- Cấp vừa đủ để duy trì tầng sôi ở nhiệt độ mong muốn

- Cấp thêm để chuyển hóa than (char) chưa phản ứng thành khí hữu ích

Lò khí hóa HTW (Hình 2.3) là một ví dụ cho khí hóa than tầng sôi bong bóng nhi t ệ

độ, áp su t cao Đ c i thi n hi u su t chuy n hóa cacbon, các h t than nh trong ấ ể ả ệ ệ ấ ể ạ ỏdòng khí s n phả ẩm được phân tách b i cyclone và quay trở ở ại đáy lò Hệ l th ng ốHTW cho ra khí s n ph m có chả ẩ ất lượng tốt hơn so với lò t ng sôi nhiầ ệt độ th p ấtruy n th ng.ề ố

Hình2.3.Thiế ị t b khí hóa t ng sôi s i b t ki u Winkler nhi ầ ủ ọ ể ệt độ cao (HTW) [12]

2.2.2 Tầng sôi tuần hoàn (CFB)

Hình 2.4 Thiết bị khí hóa t ng sôi tu hoàn [12] ầ ầ n

Thiết bị khí hóa CFB có ưu điểm đặc biệ ốt đ i với khí hóa sinh khối bởi nó cho phép kéo dài thời gian lưu của các dòng v t ch t trong vùng phậ ấ ả ứn ng Đặc bi t thích hệ ợp

với các nhiên liệu có lượng chất bốc cao Một thiết bị CFB điển hình gồm một ống

đứng (riser), m t cyclone, và m t thi t b van tu n hoàn r n (ộ ộ ế ị ầ ắ loop-seal Riser có ) vai trò như một lò khí hóa (gasifier reactor) [12]

Không giống như ếthi t bị BFB (kiểu như lò Winkler), ếthi t b khí hóa CFB có mị ức

độ ầ tu n hoàn rắn cao hơn nhiều do ch thế độ ủy động h c khác nhau ọ

Trong thiết bị CFB, lượng rắn được phân tán tới toàn bộ chiều cao riser, do đó kéo dài thời gian lưu của khí và các hạ ắt r n m n (ị fine particles) Vậ ốn t c sôi trong CFB

cao hơn nhiều (3,5 5,5 m/s) so v– ớ ầi t ng sôi bong bóng bubbling bed) (0,5 ( -1,0 m/s) Lượng pha rắn chưa phả ứng và vật liệu trao đổi nhiệt ra khỏi vùng khí hóa n cũng được thu h i b ng xyclon và tiồ ằ ế ụp t c quay tr lở ại đáy riser [12] Vì th , t c đ ế ố ộ

tuần hoàn rắn và vận tốc sôi trong riser đủ cao để duy trì riser trong điều kiện thủy động đặc biệt, được biết như là tầng sôi nhanh (fast fluidized bed) Tùy vào lo i ạnhiên li u và ng d ng, mà riser có thệ ứ ụ ể hoạt động d i nhiở ả ệt độ ừ 800 đế t n 1000oC [12]

Khí nóng t gasifier qua m t cyclone, phân tách hừ ộ ầu hết các chất rắn liên kết với nó,

r i qua loop-seal tr lồ ả ại các hạ ề đáy củt v a gasifier [12]

2.2.3 Tầng sôi tổ hợp (DFB) (hybrid /twin reactor, dual fluidized bed)

Hình 2.5.Thiết bị khí hóa t ng sôi ki u t h p (CFB và BFB) [ , ] ầ ể ổ ợ 11 14

Một vấn đề ớn trong quá trình khí hóa than hoặc ật liệ sinh khối là sự pha loãng l v u khí s n ph m b i Nả ẩ ở 2 trong không khí (mà được dùng cho phả ứng cháy ằm sinh n nh

ra lượng nhi t c n thiệ ầ ết để duy trì các ph n ng khí hóa)ả ứ Để tránh điều này, O2 được dùng thay thế, nhưng giá thành s ẽ tăng đáng kể Lò khí hóa ghép đôi (trong

một số nghiên cứu gọi là “lò tầng sôi tổ ợ h p”) có thể khắc phục được ấn đềv này

bằng cách tách biệt buồng cháy (combustor) và gasifier (Hình 2.5), như vậy N2 trong không khí cháy sẽ không pha loãng s n ph m khí Hả ẩ ệ thống này hiện đangđượ ử ục s d ng ph bi n cho c ổ ế ảthan và t li u sinh kh i [12] vậ ệ ố

Tuy nhiên, hệ ố th ng ki u này có m t vài hể ộ ạn chế; ví d , Corella ụ và các cộng sự [12]

đã xác định hai vấn đề chính trong thi t k h th ng t ng sôi kép (dual fluidized ế ế ệ ố ầ

bed):

• Sinh khối chứa ít char hơn so với than (coal); tuy nhiên, nếu char này được

sử dụng cho khí hóa thì với lượng char đó có thể không cấp đủ nhiệt cho gasifier (nơi xảy ra các phản ứng thu nhiệt) để duy trì nhiệt độ trên 900oC Khi đó cần phải có thiết bị gia nhiệt phụ

• Dù gasifier dùng hơi nước nhưng chỉ một phần nhỏ (<10%) tham gia vào phản ứng khí hóa; phần còn lại đơn giản là thoát khỏi gasifier, do đó tiêu thụ một lượng lớn nhiệt và pha loãng khí sản phẩm [12]

Đại h c k thuọ ỹ ật Vienna đã dùng hệ th ng tuố ần hoàn ngoài để khí hóa các

lo i sinh khạ ối khác nhau trong nhà máy điện công nghi p Gussing, Áo ệ

Hình 2.6 Thiết bị khí hóa t ầng sôi ghép đôi

H thệ ống gồm một thiết bị khí hóa tầng sôi bong bóng BFB gasifier và một buồng cháy t ng sôi tu n hoàn ầ ầ CFB combustor (Hình 2.6) Riser trong CFB làm việ như c

một buồng cháy; BFB ở nhánh quay trở ạ có tác dụng như vùng khí hóa gasifier l i ( )

S nhiự ệt phân và khí hóa diễn ra ở BFB do dòng hơi quá nhiệt và lớp vật liệu trơ trao đổi nhi tệ Char và nhựa than (tar) chưa chuyển hóa di chuyển đến riser qua van

“phi cơ khí” Lượng chất chưa chuyển hóa này được đốt cháy t i riser nh không ạ ờkhí [12]

Hình 2.7. Minh họ a quá trình khí hóa trong thi t b DFB[59] ế ị

Nh a than và khí sinh ra trong quá trình nhiự ệt phân được đốt cháy trong vùng cháy c a riser Nhi t do sủ ệ ự cháy làm tăng nhiệt độ ủ c a nguyên liệu cũng như lớp vật

liệu trao đổi nhiệ (ví dụ silica sand heat carrier) đến khoảng 950t : - oC V t li u này ậ ệ

ra khỏ riser và đượi c thu giữ ở b i cyclone ở ử c a thoát c a riserủ [12] Lượng r n thu ắđược rơi vào mộ ống đứt ng (downcomer) và sau đó đi vào BFB gasifier c p nhi t để ấ ệcho các phả ứn ng thu nhi t cệ ủa nó Char được khí hóa trong BFB gasifier v i s có ớ ự

mặt của hơi nước, tạo ra khí sản phẩm Hệ ống này cũng khắc phục vấn đề th nh a ựthan bằng cách đốt nó trong bu ng cháy B ng cách này, có thồ ằ ể đạt được khí sản

phẩm tương đối độc lậ ớp v i nh a than [12] ự

2.3 Khí hóa dòng cuối theo (Entrained-Flow)

Kiểu này được sử ụng rộng rãi nhất cho khí hóa than, cốc dầu mỏ… quy mô lớ d n Thích h p v i hợ ớ ầu hết các loại than (ngo i trạ ừ một số loại như licnit-than non và sinh khối vì chúng có độ ẩm cao) Than có độ tro cao cũng không phù h p b i hiợ ở ệu

su t khí l nh giấ ạ ảm với sự tăng hàm lượng tro [12]

Bởi vì thời gian lưu trong lò khí hóa dòng cuốn theo là nhỏ (khoảng vài giây) nên

hạt nhiên liệu cấp vào cần phải mịn (nhỏ hơn 75μm [12, 13]) mà nghiền mịn sinh khối là khó (do có thớ, sợi), hơn nữa tro sinh khối có điểm nóng chảy thấp hơn nhi u so v i than [12] ề ớ

Nhiệt độ khí hóa của thiết bị ểu này là trên 1000 ki oC Điều này cho phép khí s n ảphẩm gần như độc lập với nhựa than và lượng khí metan lẫn rất thấp Với một thiết

b ị được thiết kế và hoạt động đúng thì hiệu suất chuyển hóa cacbon gần như đạt 100% Dòng khí ra rất nóng nên c n ph i làm ngu i qua thi t b ầ ả ộ ế ị trao đổi nhi t và t o ệ ạhơi quá nhiệt cho quá trình khí hóa [12]

Hình 2.8 mô t s ả ựcuốn theo dòng h t trong thi t b Các h t nhiên li u mạ ế ị ạ ệ ịn được gia nhiệt nhanh bởi nhiệt bức xạ ừ tường nóng của buồng lò và dòng khí nóng rồi cháy t trong oxi dư Khối nhiên liệu được đốt cháy g n vùng c a vào (entrance zone) ầ ửthông qua s phân giự ải chấ ốt b c; tại đó nhiệt độcó thể lên đến 2500oC Ph n cháy ả

gần như tiêu thụ ế h t toàn b ộ lượng oxi c p vào [12] ấ

Hình 2.8. S ự cuố ạ n h t trong lò khí hóa dòng lôi cu n ố

Thiết bị khí hóa dòng cuốn theo có thể phân loại thành 2 kiể (Hình 2.9, 2.10u ) tùy theo cách mà nhiên liệu được cấp vào [12]:

- Dòng cấp (nhiên liệu và tác nhân khí hóa) từ trên (top-fed downflow)

- Dòng nhiên liệu vào từ bên và tác nhân đi từ dưới (side-fed upflow)

Hình 2.9. Hai ki u chính c a lò khí hóa dòng lôi cu n [12] ể ủ ố

Hình 2.10 M ột thiế ị t b khí hóa dòng cu n theo ki u top-fed downflow [12] ố ể

CHƯƠNG 3 KHÁI QUÁT V CÁC D NG MÔ HÌNH TOÁN H C NG Ề Ạ Ọ Ứ

Các dạng mô hình dùng cho khí hóa h ệ này được phân ra hai d ng chính: Mô hình ạ

h thệ ống quá trình (Process System Modeling PSM) và tính toán thủy động lực -

h c dòng ch y (Computational Fluid Dynamics - CFD) ọ ả

3.1 Mô hình h th ệ ố ng quá trình (PSM)

Mô hình hệ ố th ng quá trình (PSM) là một môn khoa họ ộc đ c lập mà trong nó bao

gồm thiết kế quá trình công nghệ, thiết lập và điều khiển quá trình công nghệ, tối ưu hóa các quá trình công nghệ, thiết ké dây chuyền theo sản phẩm, và hỗ ợ các công tr

c mô hình hóa [ , 27, 39] ụ 18

V ề cơ bản, PSM là một tổ ợp tương tác và được chia ra làm các bước chính sau h[41]:

(1) Thi t lế ập mục tiêu mô hình (thi t l p vế ậ ấn đề ầ c n mô ph ng) ỏ

(2) Xây dựng cơ sở lý thuyết cho mô hình (xác định các thông s u khi n) ố điề ể

(3) Lựa chọn cơ sở ữ liệ d u cho mô hình (các ngu n d li u) ồ ữ ệ

(4) Xây d ng mô hình và các công c phân tích mô hình ự ụ

(5) Ki m nghi m mô hình ể ệ

(6) Đưa ra lời gi i ả

(7) Phạm vi áp d ng mô hình, nhân r ng mô hình ụ ộ

Trong khí hóa than, t ng hổ ợp những nghiên c u vứ ề PSM được phân ra: (1) Mô hình

lý thuy t cế ổ điể n (First principle models) và (2) Mô hình h- ộp đen (Black-box models) Mô hình lý thuy t cế ổ điển được xây d ng d a trên nh ng giự ự ữ ả thuyết cơ

bản của toán học và vật lý [29] mà trong đó bao gồm (a) mô hình nhiệt động học (thermodynamic equilibrium) [ , 50 57]49 , , và (b) mô hình động h c phọ ả ứn ng (reaction kinetic rate models) [20, 22]

Mô hình nhiệt động học đưa ra kết qu là thành ph n sả ầ ản phẩm khí cuối cùng dưới

s thự ừa nhận về ạng thái cân bằng nhiệ ộ tr t đ ng học Tại trạng thái cân bằng, sản

phẩm của hệ ả ứng đạt giá trị ổn định nhất, đây là điều kiện mà khi entropy của ph n quá trình đạ ựt c c đại trong khi năng lượng Gibbs đạt giá trị ự c c ti u Mô t toán hể ả ọc

của mô hình được xây dựng dựa trên một bộ phương trình tuyến tính trong đó giảthuy t v s ế ề ự thay đổi nồng độ theo th i gian là b ng 0 (dxờ ằ i/dt = 0) [ ]: 30

trong đó x và v là tọa độ và v n tậ ốc tương ứng

Mô hình động học phả ứng đưa ra những thông tin cơ bản nhất về cơ chế động học n

ph n ả ứng đểmô tả ự s chuyển đổi của than sang khí và những sản phẩm khác, nó là bước nghiên c u sâu s c v thi t k ứ ắ ề ế ế quá trình, đánh giá và cải ti n thi t b khí hóa ế ế ị

Mô tả toán h c của mô hình đượọ c thi t lế ập dựa trên sự cân b ng vậằ t chất và năng lượng dưới d ng c a nhạ ủ ững phương trình vi phân dướ ự đải s m b o c a các đi u ả ủ ềkiện biên và điều kiện ban đầu, cũng như những phương trình hồi quy thực nghiệm

d ng tuyạ ến tính 30[ ]:

trong đó ngoài x và v còn có thời gian t

Trong s các mô hình hố ộp đen, dạng mô hình nơ-ron nhân t o (Artifical neural ạnetwork models) được s d ng m t cách ph bi n nh t [ , 28]ử ụ ộ ổ ế ấ 15 Nh ng mô hình ữ

dạng này được mô tả ống như sự tương tác giữa những nơ ron thần kinh Thông gi tin được tích tr d a vào d liữ ự ữ ệu đầu vào, sau đó nhờ nh ng quy luữ ật đã thiế ật l p mà

-mô hình phán đoán kết qu d a trên trí thông minh nhân t o (machine learning) Mô ả ự ạhình nơ-ron nhân tạo được s dử ụng để phỏng đoán đầu ra d a vào nh ng b s d ự ữ ộ ố ữ

liệu đầu vào, và không dựa trên bất cứ lý thuyết cổ điển nào về lý-hóa học Chính vì

vậy, khi sử ụng mô hình dạng này, có thể d phỏng đoán chính xác đầu ra, tuy nhiên không th hiể ểu rõ được các quá trình bên trong

V ề mô phỏng toán học, mô hình dạng nơ ron nhân tạo được thiết lập dựa trên phương pháp khối lượng ph n t ầ ử (weight partitioning method) [37] Th t c tính ủ ụtoán d a trên nhự ững bước chính sau: (1) thay đổi khối lượng phẩn tử, (2) chỉ đị nh

-cấu trúc mạng lưới nơ ron, (3) so sánh mụ- c đầu ra với cơ sở d liữ ệu cho đến khi

mạng lưới trí thông minh nhân tạo xây dựng đủ quy luật và phỏng đoán các điểm khác

3.2 Tính toán th ủy độ ng lực học dòng chả y (CFD)

Những mô hình CFD tập trung vào tính chất dòng chảy của khí và rắn như: phân bố

áp su t dòng, thành ph n c a dòng chấ ầ ủ ảy, lượng r n cu n theo dòng, sắ ố ự trao đổi của các cấ ử ắn sang khí và ngượu t r c lại, , nh m mằ ục đích cải ti n thiế ết kế thi t b khí ế ịhóa và phỏng đoán điều ki n làm việ ệc tối ưu

Phương pháp phân tích CFD có thể được s dử ụng để tìm ra k t qu s c a nh ng ế ả ố ủ ữphương trình vi phân phi tuyến cho các quá trình v n chuy n gi a dòng và h t v n ậ ể ữ ạ ố

rất phổ ến trong DFBGs Về cơ bản, phương pháp tính toán này đưa ra lời giải bicho các phương trình phi tuyế ạn t i những điểm xác định trong không gian tính theo phương pháp phầ ử ữn t h u h n thay vì s dạ ử ụng phương pháp phân tích thông thường Tùy theo chi ti t cế ủa các thông tin đã tính toán trong dòng chả ốy r i, CFD có thể được chia ra làm: Phương pháp số hóa tr c ti p dòng (Direct numerical simulation - ự ếDNS), Mô ph ng cho d i Eddy r ng (Large Eddy Simulation LES) và mô phỏ ả ộ - ỏng Reynolds trung bình với phương trình Navier-Stockes (Reynolds averaged Navier-Stockes equations) v i mô hình dòng chớ ảy rối RANS [19] Trong đó DNS coi tấ ả t ccác tỷ ệ ủ l c a dòng theo cùng m t giá tr xoáy, còn LES và RANS l i tính toán giá tr ộ ị ạ ịxoáy c a dòng chủ ảy theo các tỷ ệ khác nhau Trong ba phương pháp tính trên, l RANS có th coi là mể ột phương pháp tính đơn giản nh t Mô hình RANS chia tấ ất cảcác thông s thành ph n ra thành nh ng c u tố ầ ữ ấ ử dao động Giá trị ủ c a các cấ ử dao u tđộng được tính d a vào giá tr trung bình bình phự ị ương (Root-mean-sequare RSM)

tại các phần tử tính toán [19]

Nhằm mục đích giải những phương trình vi phân phi tuyến trong hệ, phương pháp tính toán gián đoạn hóa th i gian và không gian k t h p vờ ế ợ ới điều kiện biên được s ử

dụng rộng rãi nhất Có 4 phương pháp gián đoạn hóa phổ ến: Finite difference bimethod (FDM), finite element method (FEM), spectral method (SM), và finite volume method (FVM) Trong đó phổ ế bi n nh t vấ ẫn là FVM và FEM, đã đượ ức ng

d ng trong các ph n mêm mô phụ ầ ỏng thương ại hóa như là Fluent hay COMSOL.m

3.3 M ụ c tiêu của nghiên cứ u

Để ế ti n hành các nghiên c u c th và chi ti t cho mô hình h thứ ụ ể ế ệ ống (PSM) cũng như mô hình tính toán thủy động h c mô ph ng (CFD), vi c xây d ng và th c hi n ọ ỏ ệ ự ự ệcác nghiên cứu sơ bộ ựa trên các m d ô hình cân b ng nhiằ ệt động học là cần thi t ế

Mục tiêu của nghiên cứu này là xây dựng một mô hình cân bằng nhiệt động họ ểc đtính toán quá trình khí hóa v t li u sinh kh i trong thi t b khí hóa t ng sôi Mô hình ậ ệ ố ế ị ầ

động h c gi cân bọ ả ằng đề su t trong nghiên c u này bao gấ ứ ồm 3 giai đoạn chính đó

là (1) giai đoạn nhi t phân nguyên li u (v t li u sinh kh i) nh m làm thoát t i đa ệ ệ ậ ệ ố ằ ốlượng ch t b c trong nguyên liấ ố ệu; (2) giai đoạn khí hóa – giai đoạn các ph n ng ả ứkhí hóa diễn ra dưới tác động c a các tác nhân khí hóa (ủ H2O, CO2); và (3) giai đoạn

xẩy ra các phả ứng trong pha khí ằng việc kết hợp đồng thời các giai đoạn phản n B

ứng trên, mô hình gi cân b ng nhiả ằ ệt động h c cho phép th c hi n các thông s u ọ ự ệ ố đầ

ra c a khí s n ph m cho m t quá trình khí hóa nhủ ả ẩ ộ ất định Do đó, mô hình còn cho phép th c hi n các tính toán nhự ệ ằm xác định các điều ki n công ngh thích h p khí ệ ệ ợ

tiến hành khí hóa một loại vật liệu sinh khối cụ ể Ngoài ra, mô hình cũng có thể th

s dử ụng để đánh giá sơ bộ ảnh hưởng của các thông số công nghệ đến hiệu quả ủa cquá trình khí hóa

Nội dung chi tiết về ệc xây dựng mô hình và ứng dụng của nó trong việc đánh giá viảnh hưởng c a các thông s công ngh lên thành ph n khí s n phủ ố ệ ầ ả ẩm cũng như hiệu suất của quá trình khí hóa được trình bày trong các phần tiếp theo của nghiên cứu này

PH N II MÔ HÌNH TÍNH TOÁN VÀ MÔ HÌNH TH Ầ Ự C NGHIỆ M CHƯƠNG 4 T NG QUAN V XÂY D NG MÔ HÌNH VÀ MÔ PH NG Ổ Ề Ự Ỏ CHO L P T Ớ ẦNG SÔI

Các quá trình khí hóa trong l p t ng sôi tớ ầ ổ ợ h p (Dual Fluidized Bed Gasifiers - DFBGs) thông thường được mô ph ng b ng hỏ ằ ai vùng: Vùng khí hóa và vùng đốt, như mô tả trong Hình 4.1 [7] Cát thạch anh được s d ng làm ch t t i nhi t m t ử ụ ấ ả ệ ộcách phổ ế bi n b i vì nh ng tính ch t cơ lý tốở ữ ấ t và d ễ điều khi n dòng [42, 45 59]ể , Nguyên liệu đầu vào (than) và cát được tích tr trong vùng khí hóa, tữ ại đây quá trình khí hóa than di n ra Tễ ại vùng đốt, than dư được đốt cùng với lượng nh ỏnguyên li u phệ ụ thêm để nâng n t cho chhiệ ất tải nhi u là cát thệ ạch anh Lượng nhiệt

cần thiết cho các phản ứng tại vùng khí hóa được cấp bởi nhiệt từ các hạt cát thạch anh mà đã được v n chuy n t buậ ể ừ ồng đốt sang theo chu trình tu n hoàn vòng tròn ầ

Gasification (~850 o C)

Combustion (~950 o C)

Producer gas: CO,

Biomass

Cooled silica sand, Char residue and Ash

Heated silica sand Provide heat for gasification zone

Air and/or steam

thấp của khí sản phẩm, (5) lượng nhiên liệu thêm vào, (6) lượng tuần hoàn rắn, (7)

hiệu suất thu hồi nhiệt, và (8) giá thành đơn vị Chi tiết phân tích sự ảnh hưởng của các điều ki n làm vi c thi t b t i nh ng nhân t trên s ệ ệ ế ị ớ ữ ố ẽ được phân tích sau

CHƯƠNG 5 MÔ HÌNH ĐỘ NG H C GI CÂN B NG Ọ Ả Ằ

Mô hình động học giả cân bằng xây d ng cho vi c tính toán quá trình khí hóa các ự ệ

loại vật liệu sinh khối trong thiết bị khí hóa tầng sôi được giả thiết tồn tạ 03 giai i đoạ ổn n đ nhị do đó nó còn có tên gọi là mô hình 3 giai đoạ ổn địn nh (Three steady-state model - TSM) Cấu trúc cơ bản c a mô hình cho quá trình khí hóa t liủ vậ ệu sinh

khối được thể ện ở hi Hình 5.1 Có 03 bước chính (nhiệt phân, các phả ứng thann khí, và các phả ứng pha khí) đượn c tính toán TSM g m 04 mô hình th c nghiồ ự ệm

-ph trụ ợ Trong bước thứ 1 (nhiệt phân vật liệu sinh khối), 02 phương trình thực nghiệm được lập dựa trên số ệu thực nghiệm về khí hóa của gỗ li thông, vỏ ừa, và drơm trong phạm vi nhiệt độ ộ r ng (400-900oC) [21] Các bước còn lạ ủa TSM i c(bước th ứ 2 và 3) đượ ậ ừc l p t mô hình cân b ng hóa h c 2 ằ ọ giai đoạn [44, 68]

Hình 5.1. C u trúc c a mô hình gi cân b ấ ủ ả ằng ba giai đoạ n cho khí hóa sinh kh i ố

n

H

CH CH

4239 exp 10

16

exp 4 51

tot O, H

O,0 H 2

2

β

Non-equilibrium factor

) exp(E T

5.1 Nhi ệ t phân

S ự phân giải thành phần có tính khử trong vật liệu sinh khối, quá trình nhiệt phân, chia thành 02 bước: (1) bước phân gi i nhi t h c sơ b ả ệ ọ ộ và (2) bước th c p cracking ứ ấ

dầu hắc ín Ở bước thứ , về ặt nhiệt học, vật liệu sinh khối phân giải thành 1 m khí,

dầu và than Khí sinh ra từ quá trình nhiệt phân sơ bộ ồm CO, CO g 2, CH4, H 2, và H2O Trong quá trình nhiệt phân thứ ấ quá trình cracking nhiệt dầu hắc ín được c p thay th S n phế ả ẩm của quá trình cracking d u h c ín g m CO, COầ ắ ồ 2, H2, hydrocacbon nặng hơn hydrocarbons (như C2H6, C2H4, và C3H6), và dầu trơ [51,

53, 66]

Radmanesh và các cộng sự [51]; Wurzenberger và các cộng sự [66] s d ng ử ụ bước

đầu tiên thi t l p để ế ậ mô hình động h c ng d ng cho c hai ọ ứ ụ ả bước nhi t phân ệ sơ cấp

và thứ ấ c p nói trên Điều kiện ban đầu của mô hình được lấy từ ữ ệu thực d linghi m Prasad và Kuester [49] xu t m t ệ đề ấ ộ mô hình thực nghiệm thu được t ừphương pháp ồh i quy tuy n tính d ế để ự đoán các thành ph n c a h n h p khí sinh ra ầ ủ ỗ ợsau quá trình nhiệt phân trong đó các thành phầ, n khí được biểu thị qua tỉ ố ữa s ginhi t nhi t phân vệ độ ệ ới hơi nước đi vàonhiên liệu

Một phương pháp tiếp cận đơn giản được đề ấ ở Sharma, Gao và Li su t b i [25 61], , trong đó sản ph m nhiẩ ệt phân được gi nh ch có CO, CHả đị ỉ 4, và H 2O Hàm lượng

c a ủ các thành phần này được xác định bằng cân bằng nguyên tử Sadaka và các

cộng sự [55] đã tính toán thành phần khí nhiệt phân ằ cách ử ụ b ng s d ng s ự cân bằng nguyên t theo gi nh r ng trong s n ph m g m CO, ố ả đị ằ ả ẩ ồ CO2, CH4, H2, và H2O Các giả thiết doSadaka và các cộng sự [55] su t đề ấ được sử ụ d ng trong nghiên cứu này d để ự đoán các sản phẩm khí sinh ra từ quá trình nhiệt phân ật liệ sinh khố v u iTheo các gi thi t này này nguyên li u bao g m ả ế ệ ồ các chất bay hơi, hàm lượng carbon

c nhố đị , tro, độ ẩvà m với số ệ thu đượ ừ li u c t những phân tích trên các mẫu nguyên

li uệ Toàn ộ các chất bay hơi trong vật liệu sinh khố được xem như chuy n hóa b i ểhoàn toàn thành năm khíthành phần như đã đề ậ ở c p trên và hàm lư ng carbon c ợ ố

định được gi nh không phân h y ả đị ủ trong quá trình nhiệt phân Tổng hàm lượng c a ủ

các ch ất bay hơi được xác định t phân tích ừ tương đố ủi c a v t li u sinh kh i Thành ậ ệ ố

phần củ các chất khí do nhiệt phân (phân hủy các chất dễ bay hơi trong vật liệu a sinh kh i) ố được tính toán t b ng ừ ằ cân bằng nguyên t ố

4

2 CH CO

CO

O H H CH

O H CO

Hai phương trình tỷ su t (ϕấ CO, ϕCH) được xác định từ các thực nghi m nhiệ ệt phân

với hàm lượng các chất khí sinh ra từ quá trình nhiệt phân ỗ ỏ ừa, và rơm ở g , v d nhiệt độ khác nhau Các s li u th c nghiố ệ ự ệm này được đưa ra ở ả B ng 5.1 [34]

B ng 5.1ả Thành ph n khí nhi t phân (% th tích [21] ầ ệ ể

CO

A* 34.2 39.7 42.5 44.3 50.2 53.5 B* 31.0 35.0 38.1 40.1 44.2 -

T su t ỷ ấ hình thành CO và CH4 (ϕCO và ϕCH) tính từ ả b ng 5.1 được liệt kê trong

B ng 5.2 và trên Hình 5.2 ả Các dữ ệ li u thực nghiệm cho thấ ằng vớ ự gia tăngy r i s nhiệt độ, ϕCO tăng, khi ϕCH giảm Một giả thiết được đưa ra là ảph n ứng gi a mữ ột

phần nhất định c a than và COủ 2 trong phả ứ Boudouard(C + CO2 n ng →2CO) làm

ϕCO tăng khi tăng nhi t nhiệ độ ệt phân [34] Sự ụt giả s m ϕCHđược giải thích là do ựs gia tăng ồng độn H2 do s kh bão hòa hydrocacbon nự ử ặng hơnnhư C2H6, C3H8

Hình 5.2 Thành phần tỷ ệ ủa CO và CH l c 4 (ϕCO và ϕCH ) tạ i nh ng nhi t đ khác ữ ệ ộ nhau: (a) ϕCO khi nhiệt độ thay đổ i; (b) ϕCH khi nhi ệt độ thay đổ i

(a)