2. Phụ phẩm trong nông nghiệp và tình hình sử dụng ở nước ta
4.3. Các phản ứng và hiệu ứng nhiệt xảy ra trong quá trình khí hóa phần
phần than trấu bằng các lọai khí nguyên liệu
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 t. ưởng
Là sản phẩm của không khí khô với cacbon tinh khi . Tài liết ệu [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 ồm: g 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
khí trên nhiệt cháy cacbon: I T 394,4.2 2 . 285 =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:
C + H2O = CO + H2 - 132,57 MJ/kmol cacbon (1-4)
Cân bằng nhiệt giữa hai phản ứng trên sẽ xác định được lượng
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 ủa nó: Q=7,05MJ/mc 3.
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.
Hi su nhiệu ất ệt của khí than ướt (có tính tới nhiệt ấp từ bc ên ngoài) I
T (285+241,93)/(394,4+132,57)~100%. 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.
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 ọc của các phản ứng, v h ì 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 th ốc độ quá trì t ình phụ thuộc vào phản ứng có tốc độ chậm nhất; nếu quá trình gồm những
phản ứng song song th ướng của quá trì h ình là hướng xảy ra theo phản ứng
có tốc độ nhanh nhất v ốc độ của quá trà t ình 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 gi [39] ã nghiên cả đ ứu phản ứng C + H2O với nồng độ hơi nước thay đổi từ 0 đến 100% ở nhiệt độ ừ t 800oC đến 1050oC. Các tác gi [14], ả
[15], [49], [64] nghiên cứu các phản ứng (1-4) và (1-5) ở nhiệt độ ừ t 750oC đến 950oC.
Theo [66], phản ứng (1-3) là phản ứng hai chiều, cân bằng phản ứng đ đượcã nghiên c kứu ỹ hơn ốc độ phản ứng. Trong t [49], Hamut-V-Kiele và E.Baeder cho rằng:
Tốc độ phản ứng (1-3) theo chiều thuận ỉ bằng 1ch /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 gi [16] cho rả ằng mô hình động học của phản ứng than –hơi nước là:
Phản ứng (1-1) và (1-2) xảy ra đồng ời th và cùng tỏa nhiệt, sản
phẩm tạo thành là CO và CO2 xong tốc độ phản ứng (1-1) tăng nhiều theo nhiệt độ v ốc độ phản ứng à t (1-2) tăng ít theo nhiệt độ, như vậy trong thành phần sản phẩm ỷ số CO/CO t 2 tăng theo nhiệt độ. ản chất của phản ứng l B à 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 gi [32], [55] ã nghiên cả đ ứu quá trình tác dụng của cacbon với
oxi khi khí hóa có các phản ứng (1-1), (1-2), (1-3), (1-9) ã đ đưa ra đại lượng 1/k biểu thị cho tổng trở của phản ứng:
D Sh d b k a k c . . 1 Trong đó:
Sh= .d/D: chuẩn số Sevut đặc trưng cho chuyển khối ới hạt t nhiên liệu
(chuẩn số khuếch tán Nuxen).
: hệ số chuyển khối ới hạt nhi t ên li ệu
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 gi [55] ã ả đ đưa ra 3 ả định ề quá tr gi v ình khí hóa của cacbon:
1) T khoừ ảng 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 r khuồi ếch
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 ề mặt hạt b 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 t i bớ ề 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 ứ tựth 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 gi [32] ã ả đ đưa ra các giá trị của hằng số tốc độ phản ứng:
CO2+C= 2CO; kc=1.1010.exp(-30670/T). C+0,5O2 =CO; kc=595000.exp(-17949/T). CO+0,5O2 = CO2; -dCco/dτ=1,3.1011.Cco. 0,5 2 CO C . 0,5 2 O C exp(-15083/T). Ci=[kmol/m3]. -dCco/d =[kmol/mτ 3.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 gi [55] cho rả ằng quá trình xảy ra giữa hai giả định 2 và 3 tức là cơ chế khí hóa cacbon theo (1-1) và (1-2). Tác gi [32] cả ũng khẳng định trong biểu thức: c k D Sh d 1 .
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
Các tác gi cả ũng ẳng định rằng hằng số động học phụ thuộc rất nhiều kh vào lọai than, bán cốc, v ậy đại lượng f đối với mỗi lọai than khác nhau ì v thì khác nhau. Việc nghiên cứu động học phản ứng tác dụng cacbon với hơi nước cần được tiến hành đối ới ừng lọai nguyv t ên liệu cacbon riêng [46].
Do đó việc ực nghiệm th 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:
2C + O2 = 2CO (1-1)
C + O2 = CO2 (1-2)
C + H2O = CO + H2 (1-4)
Theo tài li [1], trệu ấu 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, V ậy sử dụng hạt trơ để ì v chuyển nhiệt ừ khí th t ành phẩm
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 h t bạ ắt 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:
Reth= th.dtd 0,0736Ar0,625.εth(dmax/dtd)0,375 (5-1)
Phạm vi sử dụng công thức (5-1) chỉ trong vùng 20<Reth<1,5.103. Tổng quát hơn người ta có thể dùng công thức Todec [67] để tính vận tốc tới
hạn: Reth= 0,5 3 (1,75. ) 1 150 th th th Ar Ar (5-2) 5.2. V tận ốc 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 gi [80] cho rả ằng g ới i hạn trên của vận tốc khí đi qua lớp sôi là vận
tốc cuốn vc được xác định theo công thức:
Rec= c.dtd = 0,5 61 , 0 18 Ar Ar (5-3)
Trong [47], [51] đề cập đến ối li m ên 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:
2 2 ) .( . . . c td g d K =2,78.103.Rec0,56 (5-4) +Khi 0,16<Re<100: 2 2 ) .( . . . c td g d K =0.01 Rec1,15 (5-5)
Hệ số trở lực của lớp sôi được tính theo công th :ức
ξ=0,248+24/Rec+0,248(1+194/Rec)0,5 (5-6) Ở đây: Ar = . ) .( . 2 3 r td d g
- 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 ới hạnt , [m/s].
c: vận tốc ốn theocu , [m/s].
Re th = ( th.dtd)/ν - chuẩn số Reynolds ới hạn. t Re c = ( c.dtd)/ν - chuẩn số Reynolds cuốn theo.
5.3. Các quá trình chuy n nhiể ệt trong lớp sôi trấu có các hạt trơ.
Theo [76], xác định hệ số chuy nhi là vển ệt ấn 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 ức xạ. Trao đổi nhiệt g ữa khí v b i à 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.
Đây là quá trình chuyển nhiệt đối lưu. Tác gi [40], [77] cho các công thả ức
tính trong các miền khác nhau:
Khi Re/ε>200 hệ số chuyển nhiệt được tính theo công thức:
Nu= .dα td/λ=0,4.(Re/ )ε 0,67.Pr0,33 (5-7)
Khi Re/ε>200 hay Ar>106 hệ số chuyển nhiệt được tính theo công thức :
Nu=0,26.(Ar.Pr)0,33 (5-8)
Khi Re/ε<200 hay Ar<106 hệ số chuyển nhiệt được tính theo công thức :
Nu=0,016(Re/ε)0,33.Pr0,33 (5-9)
Ở đây:
λ ệ số dẫn nhiệt của khí-h , [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 n ệt không quá 20mm, hi khí đi ra khỏi lớp đó có nhiệt độ bằng nhiệt độ hạt.
5.3.2. Chuyển nhiệt giữa dòng hạt trơ và ật thể trong d v òng.
Hệ số chuy nhiển ệt, chuyển khối ừ vật thể nằm trong tầng không t lớn, nhất là trong tầng các hạt nhỏ. Khi tăng tốc độ khí càng cao, chuyển động của ạt c h àng lớn, sự xáo ộn bề mặt c tr àng lớn và hệ số ch ểuy n 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 chuy ển
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 chuy nhiển ệt 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 ụng của khe khí có thể tích d 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 v ầng là t à:
αmax= / λ δc=2. / d.λ ε (5-10)
Hay là:
Numax=( αmax .dtd)/λ =2/ε ~4 (5-11) Chuy nhiển ệt 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 c đường kính ngoó ài là dn.
Rt=d(1-d/ dn)/2λ (5-12)
Nếu như xác định từ thể tích bọt khí, th ệ số chuyển nhiệ ớn nhất ì h t l từ vật thể có đường kính bằng đường kính hạt trong tầng tính từ công thức :
Numax=( αmax .dtd)/ =2/[1-(1- )λ 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 chuy nhiển ệt 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 ần phải tính c 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
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 chuy nhiển ệt đối lưu nhỏ hơn dẫn nhiệt. Hệ số chuyển nhiệt lớn nhất xác định từ công
th : ức
Numax=10+0,23.(Ar.Pr)0,33 (5-14)
Trong đó:
Pr=(C. . )/ là chuρ λ ẩn số Prandlt c ả khí; u C- nhiệt dung riêng của khí, [J/kg.oK];
Một số thí nghiệm đã chỉ ra rằng hệ số chuy nhiển ệt 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 chuy nhiển ệt sẽ lớn hơn.
Nếu nhẹ hơn, nó nổi lên trên tầng và hệ số chuy nhiển ệt 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:
ε ε = th(v/vth)a (5-15)
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