43 * Năng lượng đầu vào.
Từ phương trình cân bằng năng lượng ta rút ra phương trình năng lượng đầu vào như sau :
𝑄𝑖𝑛 = (𝑀𝑎𝑖𝑟 × 𝐶𝑝𝑎 × 𝑇0) + ( 𝑀𝑓 × 𝐶𝑝𝑓 × 𝑇0) + (𝑊 × 𝐻0) + 𝑄𝑒𝑥𝑡 + (𝑀𝑓 × 𝐻𝐻𝑉 ) Trong đó :
Bảng 3.13: Thơng số tính tốn năng lượng đầu vào
Thông số Giá trị Đơn vị
𝑀𝑎𝑖𝑟 40,01 Kg/h 𝐶𝑝𝑎 1,005 kJ/kg.K 𝑀𝑓 17,87 Kg/h 𝐶𝑝𝑓 1,6 kJ/Kg.K 𝑊 - 𝐻0 - 𝑄𝑒𝑥𝑡 - 𝐻𝐻𝑉 18237 kJ/Kg.K 𝑇0 298 K 𝑄𝑖𝑛 346398,2 kJ/h
* Năng lượng đầu ra.
𝑄𝑜𝑢𝑡 = (𝐶𝑐𝑜 × 𝑀𝑐𝑜+ 𝐶𝑐𝑜2 × 𝑀𝑐𝑜2 + 𝐶𝐶𝐻4 × 𝑀𝐶𝐻4 + 𝐶𝐻2 × 𝑀𝐻2 + 𝐶𝑜2 × 𝑀𝑜2+ 𝐶𝑁2 × 𝑀𝑁2) 𝑇𝑔+ (1 − 𝑋𝑔)𝑊𝐻𝑔+ 𝑄𝑔𝑎𝑠𝑖𝑓𝑖𝑐𝑎𝑡𝑖𝑜𝑛+ 𝑄𝑙𝑜𝑠𝑠+ 𝑄𝑃𝑟𝑜𝑑𝑢𝑐𝑡
44
Bảng 3.14: Nhiệt dung riêng của khí phụ thuộc vào nhiệt độ [7].
Ci lần lượt được tính theo bảng dưới sau, tại nhiệt độ đầu ra Tg = 973K ta có:
Bảng 3.15: Giá trị nhiệt dung riêng của từng khí tính theo bảng 3.14.
Nhiệt dung riêng chất khí Giá trị Đơn vị
CpCO 1,16 kJ/Kg.K CpCO2 1,23 kJ/Kg.K CpH2 15,51 kJ/Kg.K CpCH4 4,31 kJ/Kg.K CpO2 1,11 kJ/Kg.K CpN2 1,117 kJ/Kg.K Bảng 3.16: Nhiệt độ khí sản phẩm.
Thông số Giá trị Đơn vị
45 ∆𝐻973𝐾 = ∆𝐻𝑓298 + ∑(∫ (𝐶𝑝,𝐶𝑂 + 𝐶𝑝,𝐶𝑂2 + 𝐶𝑝,𝐻2 + 𝐶𝑝,𝐶𝐻4)𝑑𝑇𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑐𝑡) 973 298 − ∑(∫ (𝐶𝑝,𝐻2𝑜)𝑑𝑇𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑐𝑡) 973 298
Nhiệt hình thành nhiên liệu RDF được tính theo cơng thức sau [56]:
𝛥𝐻𝑓298 = 19.7 × % 𝐶 − 278.2 × % 𝐻 + 29 × % 𝑁 − 50 × % 𝑆 − 108 × % 𝑂 = − 46,45 kJ/kmol
∆𝐻973𝐾 = − 46,58 + 98869 − 25040,2 = 73782,22 𝑘𝐽/ℎ = 𝑄𝑔𝑎𝑠𝑖𝑓𝑖𝑐𝑎𝑡𝑖𝑜𝑛
𝑄𝑝𝑟𝑜𝑑𝑢𝑐𝑡 = 𝐿𝐻𝑉𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠 × 𝑉𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠 = 4,644 × 50,39 = 234011,16 𝑘𝐽/ℎ Khối lượng từng loại khí trong sản phẩm ra:
Bảng 3.17: Khối lượng khí sản phẩm
Khối lượng khí Giá trị Đơn vị
CO 3,92 Kg/h CO2 1,.628 Kg/h H2 0,204 Kg/h CH4 0,416 Kg/h N2 8,568 Kg/h (𝐶𝑐𝑜 × 𝑀𝑐𝑜+ 𝐶𝑐𝑜2 × 𝑀𝑐𝑜2+ 𝐶𝐶𝐻4 × 𝑀𝐶𝐻4 + 𝐶𝐻2 × 𝑀𝐻2 + 𝐶𝑜2 × 𝑀𝑜2+ 𝐶𝑁2 × 𝑀𝑁2) 𝑇𝑔 = 20449,65 𝑘𝐽/ℎ.
Chọn lượng nhiệt tổn thất trong q trình vận hành lị hóa khí là 5% [57]. 𝑄𝑙𝑜𝑠𝑠 = 5% × 𝑄𝑖𝑛 = 0,05 × 346398,2 = 17319,91( 𝑘𝐽/ℎ) Với các thơng số tính tốn trên ta có:
46
3.2.4. Tổng kết số liệu tính tốn cân bằng nhiệt.
Sau kết quả tính tốn ở trên dưới đây là bảng tổng kết cân bằng năng lượng cho lị hóa khí cơng suất 65kW:
Bảng 3.18: Tổng kết số liệu tính tốn cân bằng nhiệt
Thơng số Giá trị Đơn vị
𝑄𝑖𝑛 346398,2 kJ/h
𝑄𝑜𝑢𝑡 345563,02 kJ/h
3.3. Thiết bị phụ.
3.3.1. Thiết bị thu khí.
Có lẽ yếu tố lớn nhất trong việc xác định kích thước của bình đệm cần thiết là kích thước và bản chất của nguồn nhiệt. Ví dụ như về một lò hơi đốt sinh khối đốt bằng gỗ, chúng có xu hướng đốt cháy nhiên liệu "mạnh và nhanh" và mặc dù chúng có nhiều điểm mạnh nhưng không lý tưởng để thường xuyên tắt và bật. Trong trường hợp này, bể đệm cung cấp một bình chứa lý tưởng vì bể sẽ tận dụng nhiệt để gia tăng hiệu suất lò hơi sau này với khả năng tiếp cận linh hoạt ngay lập tức mà không cần nguồn nhiệt tăng đến nhiệt độ; điều này có thể rất hữu ích để duy trì sản lượng ổn định hơn.
Quy tắc chung đối với các nguồn khí sinh khối khác cũng có thể khác. Nếu chúng ta chuyển đổi lò đốt gỗ cho một lị đốt khí gas, khi đó chỉ cần tính đến khoảng cơng suất của nguồn nhiên liệu cho một bể đệm vì lị đốt khí gas có điều chế tốt hơn nhiều so với 3% công suất chứa việc tắt và bật nguồn cung của lò cung cấp nhiên liệu dạng rắn [43,6].
Thiết bị thu khí nằm sau cyclone nhằm đảm bảo 2 yêu cầu sau [43]:
+ Đảm bảo lượng khí cấp cho lị hơi tránh nhiễu động trên đường di chuyển. + Chống cháy ngược.
Với Vsyngas = 50,39 m3/h. Chúng ta chọn bể đệm cho syngas có tổng thể tích bằng 3% [43] tổng lượng thể tích syngas được sinh ra. Trong trường hợp này khí ga được đưa thẳng
47 đến lị hơi nên chỉ cần bể đệm có thể tích nhỏ đảm bào được 2 yêu cầu nhỏ của một bình đệm trong hệ thống hóa khí. 𝑉đệ𝑚 = 0,3% . 𝑉𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠 = 3 100 × 50,39 = 1,5 𝑚 3 Chọn thể tích bình đệm có thể tích Vđệm = 1,5 m3 3.3.2. Chọn Quạt.
Tổn thất khí trong buồn đốt, để có cơ sở chọn quạt cấp khí ta tiến hành tổn thất khí, vì khi ta chọn quạt chúng ta phải chọn trên cơ sở tổng lưu lượng gồm có hữu ích và vơ ích:
Theo [58] tổn thất được tính tốn theo cơng thức:
ℎ𝑙 = 𝛿𝑙 × 𝑣𝑎
2
2 × (1 + 𝛽 × 𝑡 ) Trong đó
𝑣𝑎 : vận tốc trung bình của khí trong đường ống (cm/s)
𝛿𝑙 : là hệ số trở lực của lớp nhiên liệu, ςl phụ thuộc vào hệ số Reynolds t: nhiệt độ bên trong lị hóa khí.
Với nhiên liệu có nhiệt độ cháy từ 700 – 1400oC cùng với nhiệt độ đói lưu tự nhiên của khơng khí ta chon nhiệt cháy t = 1000 oC.
Hệ số nhiệt của khí 𝛽 = 1
273+𝑡 (1
𝐾)
Tiêu chuẩn Reynolds được xác định theo công thức sau:
𝑅𝑒 = 𝑣𝑘 × 𝐷 𝜗 Trong đó
Re: hệ số Reynolds.
D: đường kính buồng phản ứng (m).
48 𝜗 : độ nhớ động học của dịng khí (m2/s). Ở t= 1000oC ta có 𝜗 = 174,3 × 10−6 𝑚2/s. 𝑅𝑒 = 𝑣𝑘 × 𝐷 𝜗 = 0,30 × 0.22 174,3 × 10−6 = 378,65 Dịng chảy có Re > 7 là dịng chảy rối:
𝛿𝐿 = 1800 378.65+
46
378,650.08 = 33,36 Vậy trở lực khi đi qua lớp nhiên liệu trong buồng phản ứng:
ℎ𝑙 = 𝛿𝑙 × 𝑣𝑎 2 2 × (1 + 𝛽 × 𝑡 ) = 33,36 × 0,32 2 × ( 1 + 1 273 + 1000 × 1000) = 0,26 (𝑚𝑚𝐻2𝑂)~ 254,97 𝑃𝑎
Tổn thất qua khe hẹp ở đáy lị hóa khí, kênh dẫn khí và tại đầu vào của ống dẫn khí ra khỏi thiết bị:
Nhận thấy quãng đường khí đi ngắn nên ta chỉ xét tới tổn thất cục ở hai vị trí này. Theo [33] tổn thất áp suất cục bộ trong kênh dẫn và các khe hẹp được xác định theo cơng thức:
∆𝑝 = 𝜉 × 𝜌𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠 × 𝑣
2
2 Trong đó:
𝜉: hệ số tổn thất cục bộ ở các bị trí đang xét. 𝜌𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠: khối lượng riêng của khí m/s.
V: vận tốc trung bình của khí m/s.
Tra theo Bảng 5: Thơng số vật lý của khói [58] 𝜌𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠 = 0,3465𝑘𝑔/𝑚3
Theo [58] Chọn hệ số trở lực cục bộ như sau:
+ Tại vị trí khe hẹp ở đáy lị hóa khí 𝜉 = 2,0.
49 + Tại vị trí ống ra của khí chọn 𝜉 = 0,5
Vậy tổn thất cục bộ ở thiết bị lị hóa khí viên nén RDF là:
∆𝑝 = 𝜉 × 𝜌 × 𝑣
2
2 = (2 + 0,055 + 0,5) ×
0,3465 × 0,32
2 = 0,04 𝑚𝑚𝐻2𝑂 ~ 39,2 𝑃𝑎 Vậy tổng trở lực ở thân lị hóa khí và các đường ống dẫn kênh gas của thiết bị hóa khí là:
∆𝑝𝑔𝑎𝑠𝑖𝑓𝑖𝑒𝑟 = 254,97 + 39,2 = 294,17 𝑃𝑎 Chọn quạt có cột áp 300Pa và lưu lượng 50m3/h.
3.3.3. Thiết bị lọc bụi
Lọc bụi là một quá trình quan trọng để đảm bảo chất lượng syngas cấp cho lị hơi. Trong đồ án này, nhóm lựa chọn thiết bị lọc bụi kiểu cyclone.
Nguyên lý hoạt động của cyclone: Dịng khí nhiễm bị được đưa vào phần trên của cyclone ống khí dẫn vào được bố trí với phương tiếp tuyến với cyclone, khí sau khí xử lý thốt ra theo ống phía trên đặt tại tâm trụ khí vào cyclone thực hiện chuyển động xoắn ốc dịch chuyển xuống dưới và hình thành dịng xốy ngồi các hạt bụi với tác dụng của lực ly tâm văng vào thành cyclone. Dịng khí tiếp tục tiến gần đến đáy và quay ngược trở lại và chuyển động lên trên hình thành dịng xoắn trong. Các hạt bụi văng đến thành chuyển động xuống dưới nhờ lực đẩy của dịng xốy và trọng lực.
𝑉𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠 = 50,39𝑚
3
ℎ = 0,014 𝑚3
ℎ Chọn tốc độ qui ước của cyclone 𝑤𝑞 = 2,2 𝑚/𝑠 [57].
Đường kính của cyclone được tính theo cơng thức sau: 𝐷𝑐 = √ 𝑉𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠
0,785 × 𝑤𝑞 = √ 0,014
0,785 × 2,2 = 0,09 m.
Chọn đường kính cyclone theo tiêu chuẩn ta được cyclone có Dc = 100mm.
50 Lưu lượng của khí ra khỏi thiết bị hóa khí ở nhiệt độ trên.
Thơng số của cyclone được tính theo bảng sau:
Bảng 3.19: Thơng số Cyclone.
Kích thước Cơng thức Giá trị Đơn vị
Đường kính cyclone 4,75b Dc 100 mm
Chiều rộng ống vào b 0,21 Dc 21 mm
Chiều cao ống vào 3,14b 0,66 Dc 66 mm
Đường kính ống ra 2,75b 0,58 Dc 58 mm Chiều cao phần hình trụ 7,6b 1,6 Dc 160 mm Chiều cao phần hình nón 9,5b 2 Dc 200 mm Đường kính thốt bụi Dc/4 25 mm Tốc độ khí vào cyclone: 𝑣𝑐 = 𝑉𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠 𝑆𝑖𝑐 = 0,014 0,021 × 0,066 = 10,1 𝑚/𝑠 Trong đó
Vsyngas : Lưu lượng syngas (m3/s) Sic: diện tích ống đi vào cyclone (m2)
𝑣𝑐 : vận tốc dịng khí đi vào cyclone (m/s)
Chênh lệch áp suất trong cyclone:
∆𝑝 = 6,5 × 𝜌𝑔 × 𝑉𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠 × 𝑆𝑖𝑐 𝐷𝑒2 = 6,5 × 0,493 × 50,39 × 0,021 × 0,066 0,0252 = 409,2 (𝑁/𝑚2) Trong đó
51 𝑉𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠 : lưu lượng syngas (m3/h)
𝑆𝑖𝑐 : diện tích cửa vào cyclone (m2)
52
CHƯƠNG 4: KẾT QUẢ VÀ CÁC ĐÁNH GIÁ. 4.1. Thông số tổng quát. 4.1. Thông số tổng quát.
Dưới đây là các thông số thuộc tính của lị dưới sự kết hợp các đặc tính nhiên liệu đầu vào, nhiên liệu, xỉ thải ở đầu ra. Cùng với việc tham khảo các tài liệu có giá trị liên quan nhóm đưa ra thơng số sơ bộ cho q trình thiết kế lị hóa khí thuận chiều sử dụng viên nén RDF.
Bảng 4.1: Thông số tổng qt sau q trình tính tốn.
Thơng số Kích thước Đơn vị
Chiều cao vùng phản ứng (h) 0,8 m
Đường kính vùng phản ứng (d) 0,22 m
Diện tích ghi lị hóa khí (S) 0,038 m2
Số ống dẫn khí (n) 9 m
Đường kính ống dẫn khí (dtuyere) 0,015 m
Chiều cao đai khí 0,065 m
Đường kính lớn của phễu chứa nhiên liệu 0,36 m
Đường kính nhỏ của phễu chứa nhiên liệu 0,22 m
Vị trí đặt ống dẫn khí [39] 0,26 (tính từ đáy lị) m Vận tốc dịng khí trong lị hóa khí (𝑣𝑎 ) 0,42 m/s Vận tốc dịng khí trong tuyere (𝑣𝑡𝑢𝑦𝑒𝑟𝑒 ) 7,2 m/s
Hệ số khơng khí lý thuyết 0,3 -
Khối lượng viên nén RDF 17,87 Kg/h
Lưu lượng syngas (𝑉𝑠𝑦𝑛𝑔𝑎𝑠) 50,39 m3/h
Lưu lượng khơng khí (𝑉𝑎𝑖𝑟) 32,66 m3/h
Tỷ trọng đổ 733 Kg/m3
Đường kính thốt tro 0,24 m
Tổng chiều cao lị hóa khí 1,7 m
Đường kính ống cấp khí 0,046 m
Đường kính thốt khí 0,1 m
53 Đây là nhưng thơng số hình học được tính tốn dựa trên căn cứ lý thuyết từ các tài liệu có liên quan. Kết quả này cần được tiến hành trong thực nghiệm để kiểm tra khả năng hoạt động và cân chỉnh dựa theo tình hình thực tế với kết quả trên các số liệu mang tính tham khảo cho q trình gia cơng và chế tạo lị. Ngồi ra với kết quả trên để biết được khả năng vận hành lị chúng ta có thể tiến hành mơ phỏng dựa trên các kích thước đã tính tốn từ đó đưa ra một kết quả mang tính khả thi khi tiến hành chế tạo gia cơng thành phẩm.
54
4.2. Mơ hình hình học.
4.2.1 Hình vẽ lị hóa khí.