BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO

TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HÀ NỘI

-------------------

TRẦN NGỌC VÂN

NGHIÊN CỨU XÂY DỰNG MÔ HÌNH TOÁN HỌC MÔ TẢ QUÁ TRÌNH

KHÍ HÓA TRẤU TRONG HỆ THỐNG TẦNG SÔI TUẦN HOÀN

Chuyên ngành: Kỹ thuật Hóa học

LUẬN VĂN THẠC SĨ KỸ THUẬT

Người hướng dẫn khoa học

TS. NGUYỄN ĐẶNG BÌNH THÀNH

Hà Nội - Năm 2017

 MỤC LỤC
LỜI CẢM ƠN .............................................................................................................1
LỜI CAM ĐOAN .......................................................................................................2
DANH MỤC CÁC KÝ HIỆU VÀ CHỮ VIẾT TẮT .................................................3
DANH MỤC CÁC BẢNG..........................................................................................9
DANH MỤC CÁC HÌNH VẼ, ĐỒ THỊ ...................................................................10
MỞ ĐẦU ...................................................................................................................11
CHƯƠNG 1. TỔNG QUAN NHIÊN LIỆU VỎ TRẤU VÀ CÔNG NGHỆ KHÍ
HÓA ..........................................................................................................................12
1.1. Vỏ trấu và tình hình sử dụng vỏ trấu ..............................................................12
1.1.1. Thành phần và tính chất của vỏ trấu .........................................................12
1.1.2. Hiện trạng sử dụng vỏ trấu trên thế giới và ở Việt Nam ..........................13
1.1.3. Tiềm năng phát triển của vỏ trấu ..............................................................16
1.2. Phương pháp khí hóa ......................................................................................16
1.2.1. Khái niệm về khí hoá ................................................................................16
1.2.2. Ưu điểm và nhược điểm của khí hoá ........................................................17
1.2.3. Các loại nhiên liệu sinh khối dùng cho khí hoá .......................................18
1.3. Công nghệ và thiết bị khí hoá .........................................................................18
1.3.1. Công nghệ khí hoá và thiết bị khí hoá tầng cố định .................................19
1.3.2. Công nghệ khí hoá tầng sôi và thiết bị khí hoá tầng sôi ...........................24
1.3.3. Khí hoá dòng cuốn theo ............................................................................30
1.4. Lựa chọn loại thiết bị khí hoá .........................................................................31
CHƯƠNG 2. MÔ HÌNH KHÍ HÓA TẦNG SÔI TUẦN HOÀN .............................32
2.1. Mô hình động học của khí hoá tầng sôi tuần hoàn .........................................32
2.1.1. Các phản ứng hoá học chính xảy ra trong quá trình khí hoá ....................32
2.1.2. Mô hình tính toán .....................................................................................33
2.1.3. Mô hình tính toán cho vùng nhiệt phân ....................................................35
2.1.4. Mô hình tính toán cho vùng tầng sôi ........................................................41
2.1.5. Mô hình tính toán cho vùng chuyển động tự do .......................................51
 2.1.6. Xác định các thông số chưa biết của hệ phương trình cân bằng chất và
nhiệt cho vùng tầng sôi và vùng chuyển động tự do ..........................................54
2.2. Phương pháp giải mô hình khí hoá tầng sôi ...................................................68
2.2.1. Giải mô hình vùng nhiệt phân ..................................................................68
2.2.2. Giải mô hình vùng tầng sôi ......................................................................69
2.2.3. Giải mô hình vùng chuyển động tự do .....................................................72
CHƯƠNG 3. ỨNG DỤNG MÔ HÌNH TRONG TÍNH TOÁN HỆ THỐNG KHÍ
HÓA TRẤU NĂNG SUẤT 500 kg/h .......................................................................77
3.1. Các thông số công nghệ cơ bản của công nghệ khí hóa .................................77
3.2. Mô tả sơ lược các chương trình trong sơ đồ thuật toán ..................................78
3.2.1. Chương trình con “MassBalanceForPyrolysis” .......................................78
3.2.2. Chương trình con “MassAndHeatBalanceForDenseBed” .......................78
3.2.3. Chương trình con “MassAndHeatBalanceForFreeBoard” .......................79
3.2.4. Chương trình con “MassAndHeatBanalceForGasifier” ...........................79
3.2.5. Chương trình con “DualCirculatingFluidizedBed” ..................................79
3.2.6. Chương trình chính “Result” ....................................................................79
3.2.7. Các chương trình con khác .......................................................................80
3.2.8. Các chương trình phụ trợ ..........................................................................81
3.3. Kết quả và thảo luận .......................................................................................82
KẾT LUẬN ...............................................................................................................92
TÀI LIỆU THAM KHẢO .........................................................................................94
PHỤ LỤC ..................................................................................................................97
Phụ lục 1. Chương trình con: “DualCirculatingFluidizedBed” .............................97
Phụ lục 2. Chương trình con: “PyrolysisModel”. ................................................102
Phụ lục 3. Chương trình con: “Hydrodynamics” .................................................103
Phụ lục 4. Chương trình con: “RiserModel” .......................................................105
 LỜI CẢM ƠN

Luận văn này được thực hiện và hoàn thành tại Viện Kỹ thuật Hóa học, trường
Đại học Bách khoa Hà Nội. Trong thời gian thực hiện luận văn, tác giả đã nhận
được sự hướng dẫn tận tình của thầy cô giáo, sự quan tâm của gia đình và bạn hữu.

Tác giả xin bày tỏ lòng biết ơn chân thành đến TS. Nguyễn Đặng Bình Thành,
người trực tiếp hướng dẫn, giúp đỡ và tạo mọi điều kiện thuận lợi để tác giả hoàn
thành luận văn này.

Tác giả cũng xin chân thành gửi lời cảm ơn tới các Thầy cô trong bộ môn Bộ
môn Máy và Thiết bị công nghiệp Hóa chất, Viện Kỹ thuật Hóa học, Trường Đại
học Bách khoa Hà Nội đã tạo điều kiện thuận lợi để tác giả hoàn thành luận văn của
mình.

Hà Nội, ngày tháng năm 2017

Học viên

Trần Ngọc Vân

1
 LỜI CAM ĐOAN

Tôi xin cam đoan đề tài: “Nghiên cứu xây dựng mô hình toán học mô tả
quá trình khí hóa trấu trong hệ thống tầng sôi tuần hoàn” là do tôi thực hiện. Các
số liệu kết quả trong đề tài trung thực và chưa từng được công bố. Nếu sai tôi xin
hoàn toàn chịu trách nhiệm.

Hà Nội, ngày tháng năm 2017

Tác giả luận văn

2
 DANH MỤC CÁC KÝ HIỆU VÀ CHỮ VIẾT TẮT
Ký hiệu Định nghĩa Đơn vị
ki Hằng số tốc độ phản ứng của phản ứng thứ i. s-1
Keqi Hằng số cân bằng của phản ứng thứ i. -
k0i Yếu tố va chạm của phản ứng thứ i. s-1
Ei Năng lượng hoạt hoá của phản ứng thứ i. J/mol
R Hằng số khí lý tưởng. J/mol.K
T Nhiệt độ của vùng phản ứng. K
Mbiomass Lưu lượng khối lượng của dòng nhiên liệu. kg/s
Mchar Lưu lượng khối lượng của dòng than thiêu kết. kg/s
Mtar Lưu lượng khối lượng của dòng hắc ín. kg/s
Mvolatile Lưu lượng khối lượng của dòng khí (chất bốc). kg/s
t Thời gian. s
τ Thời gian phản ứng (thời gian lưu). s
n Lưu lượng mol của các cấu tử. mol/s
M Khối lượng phân tử của các cấu tử. kg/mol

G i0 Năng lượng tự do Gibbs của các cấu tử. J/mol

H i0 Enthanpy của các cấu tử. J/mol

ij Hệ số tỉ lượng của cấu tử thứ i trong phản ứng thứ j. -
λi Nhân tử Lagrange -
A, B, C, D Hằng số nhiệt dung riêng của các cấu tử -
Ab Tiết diện cắt ngang của vùng tầng sôi. m
Af Tiết diện cắt ngang của vùng chuyển động tự do. m
z Chiều cao đoạn chia thiết bị. m
Sb Tiết diện cắt ngang của pha bong bóng. m
Se Tiết diện cắt ngang của pha nhũ tương. m
Sg Tiết diện cắt ngang của pha khí. m
ρg Khối lượng riêng trung bình của pha khí. kg/m3

3
Ký hiệu Định nghĩa Đơn vị
ρgi Khối lượng riêng của cấu tử thứ i trong pha khí. kg/m3
ρib Mật độ khối của cấu tử thứ i trong pha bong bóng. kg/m3
ρie Mật độ khối của cấu tử thứ i trong pha nhũ tương. kg/m3

ρif Mật độ khối của cấu tử thứ i trong vung chuyển động tự kg/m3
do.
ρp Khối lượng riêng trung bình của pha rắn. kg/m3
ρsand Khối lượng riêng của cát. kg/m3
t Thời gian. s
Vb Thể tích vùng tầng sôi. m3
Vg Thể tích pha khí. m3
VRb Thể tích khối phản ứng của pha bong bóng. m3

VRe Thể tích khối phản ứng của vùng chuyển động tự do. m3

VRf Thể tích khối phản ứng của pha nhũ tương. m3
δb Phần thể tích của pha bong bóng. -
δe Phần thể tích của pha nhũ tương. -
δf Phần thể tích của pha khí. -
δs Phần thể tích của pha rắn. -
δg Phần thể tích của pha khí. -
u0 Vận tốc khí đi vào thiết bị. m/s
ub Vận tốc của pha bong bóng. m/s
ubr Vận tốc của một bong bóng trong pha bong bóng. m/s
ue Vận tốc của pha nhũ tương. m/s
umf Vận tốc tối thiểu để đạt chế độ tầng sôi. m/s
ug Vận tốc của pha khí. m/s
ut Vận tốc cuốn theo. m/s
kaj Hằng số tốc độ phản ứng của phản ứng thứ j. s-1

Kbe Hệ số truyền chất giữa pha bong bóng và pha nhũ tương. s-1

4
Ký hiệu Định nghĩa Đơn vị
Kbc Hệ số truyền chất giữa pha bong bóng và lớp màng. s-1

Kce Hệ số truyền chất giữa pha lớp màng và pha nhũ tương. s-1

kg Hệ số dẫn nhiệt trung bình của pha khí. W/mK

kgi Hệ số dẫn nhiệt của cấu tử thứ i. W/mK
Kpj Hằng số cân bằng của phản ứng thứ j. -
mib Khối lượng của cấu tử thứ i trong pha bong bóng. kg
mie Khối lượng của cấu tử thứ i trong pha nhũ tương. kg

mif Khối lượng của cấu tử thứ i trong vùng chuyển động tự do. kg
Mi Khối lượng phân tử của cấu tử thứ i. kg/mol
n1,0 Số mol ban đầu của carbon. mol
nib Số mol của cấu tử thứ i trong pha bong bóng. mol
nie Số mol của cấu tử thứ i trong pha nhũ tương. mol

nif Số mol của cấu tử thứ i trong vùng chuyển động tự do. mol

ni
Lưu lượng mol của cấu tử thứ i trong pha khí. mol/s
εmf Độ xốp của khối hạt rắn trong pha nhũ tương. -
νij Hệ số tỷ lượng. -
rj Tốc độ phản ứng hoá học. mol/m3s
rj Tốc độ phản ứng hoá học. mol/s
Igi Enthanpy của cấu tử thứ i trong pha khí. J/kg
Isand Enthanpy của cát. J/kg
Csand Nhiệt dung riêng của cát. J/kgK
Cpgi Nhiệt dung riêng của cấu tử thứ i trong pha khí. J/kgK
Cpg Nhiệt dung riêng trung bình của pha khí. J/kgK
Tf Nhiệt độ của vùng chuyển động tự do. K
Tg Nhiệt độ của pha khí. K
Ts Nhiệt độ của pha rắn. K

5
Ký hiệu Định nghĩa Đơn vị

Fgi Lưu lượng khối lượng của cấu tử thứ i trong pha khí. kg/s

Fsand Lưu lượng khối lượng của cát. kg/s

Sm Diện tích bề mặt pha rắn trên một đơn vị thể tích khối m2/m3
phản ứng.
h Hệ số truyền nhiệt giữa pha rắn và pha khí. W/m2K
ΔHRj Enthanpy của phản ứng hoá học thứ j. J/mol
g Gia tốc trong trường. m/s2

db0 Đường kính nhỏ nhất của bong bóng trong pha bong bóng. m

db Đường kính của bong bóng trong pha bong bóng. m

dbm Đường kính lớn nhất của bong bóng trong pha bong bóng. m

dp,c Đường kính của than hoạt tính sinh ra sau nhiệt phân. m
Hb Chiều cao của vùng tầng sôi. m
Hf Chiều cao của vùng chuyển động tự do. m
Db Đường kính của vùng tầng sôi. m
ϕs Độ cầu của hạt rắn. -
μg Độ nhớt trung bình của pha khí. Ns/m2
μgi Độ nhớt của cấu tử thứ i. Ns/m2
Re Chuẩn số Reynolds của dòng khí. -
Rep Chuẩn số Reynolds của lớp hạt. -
Ar Chuẩn số Archimedes. -
Nu Chuẩn số Nusselt. -
Aj Yếu tố va chạm của phản ứng thứ j. s-1
P Áp suất làm việc. atm
Eaj Năng lượng hoạt hoá của phản ứng thứ j. J/mol
G 0j Năng lượng Gibbs của phản ứng thứ j. J/mol

g i0 Năng lượng tự do Gibbs của cấu tử thứ i. J/mol

6
 Ký hiệu Định nghĩa Đơn vị
Ri Tốc độ biến đổi chất của cấu tử thứ i. mol/s
Ki Hằng số hấp thụ của cấu tử thứ i. Pa-1

Np Số hạt rắn trong một đơn vị thể tích không gian cân bằng. hạt

Ap Diện tích bề mặt của hạt rắn. m2

mp Khối lượng hạt rắn trong không gian cân bằng. kg
ρbu Khối lượng riêng đổ đống của nhiên liệu rắn. kg/m3
ρap Khối lượng riêng biểu kiến của hạt nhiên liệu rắn. kg/m3
Vp Thể tích của hạt nhiên liệu rắn. m3
fi Phần khối lượng của hạt rắn thứ i. -

mi
Lưu lượng khối lượng của hạt rắn thứ i. kg/s
xi Phần mol của cấu tử thứ i. -
Cp,c Nhiệt dung riêng của than thiêu kết. J/kgK
Dg Hệ số khuếch tán của hỗn hợp khí. m2/s
Dij Hệ số khuếch tán của cấu tử i vào cấu tử j. m2/s
Qadd Lượng nhiên liệu cần bổ sung thêm vào thiết bị đốt. kg/s
Hdemand Nhiệt lượng cần thiết cho thiết bị khí hoá. J/s
Qchar Lượng than thiêu kết không phản ứng hết. kg/s
LHVchar Nhiệt trị thấp của than thiêu kết. J/kg
LHVbiomass Nhiệt trị thấp của nhiên liệu. J/kg
Hsyngas Nhiệt lượng do khí tổng hợp mang ra ngoài. J/s
Hloss Nhiệt lượng tổn thất ra ngoài môi trường. J/s
HHVbiomass Nhiệt trị cao của nhiên liệu. J/kg
hg Ẩn nhiệt ngưng tụ của hơi nước. J/mol
H Hàm lượng Hydro trong nhiên liệu. %
M Hàm lượng ẩm trong nhiên liệu. %
nadd Số mol nhiên liệu cần bổ sung. mol
nair Số mol không khí đưa vào thiết bị đốt. mol

7
Ký hiệu Định nghĩa Đơn vị
nchar Số mol than thiêu kết. mol
Hr Chiều cao thiết bị đốt. m
VwF Lưu lượng thể tích khí thải ở điều kiện làm việc. m3/s
Ar Tiết diện cắt ngang của thiết bị đốt. m2
Dr Đường kính của thiết bị đốt. M
Tr Nhiệt độ làm việc của thiết bị đốt. K
qi Mật độ dòng nhiệt. W/m2
α Hệ số cấp nhiệt đối lưu. W/m2K
qr Mật độ dòng nhiệt bức xạ. W/m2
dN Đường kính mũ gió. m
dO Đường kính miệng phun. m
uO Tốc độ khí qua miệng phun. m/s
Hjet Chiều cao mũ gió. m

NO Số miệng phun trên một đơn vị diện tích mặt cắt ngang Lỗ/m2
của tấm phân phối.
PO Bước của miệng phun. m
NOtot Tổng số miệng phun trên tấm phân phối. Lỗ
nO Số miệng phun trên một mũ gió. Lỗ
nN Số mũ gió trên tấm phân phối. mũ
PN Bước của mũ gió. m
Db Đường kính hộp gió. m
De Đường kính cửa vào hộp gió. m
He Khoảng cách từ cửa vào hộp gió tới tấm phân phối. m
Dc Đường kính cyclone. m
Dscrew Đường kính cánh xoắn của trục vít. m
dscrew Đường kính của trục vít. m
ρbiomass Khối lượng riêng đổ đống của nhiên liệu. kg/m3

8
 DANH MỤC CÁC BẢNG
Bảng 1.1. Thành phần hữu cơ chủ yếu của vỏ trấu ...................................................12
Bảng 1.2. Thành phần hoá học của vỏ trấu ...............................................................13
Bảng 1.3. Vỏ trấu và năng lượng sinh khối dùng cho sản xuất điện, năm 2005 ......16
Bảng 2.1. Yếu tố va chạm và năng lượng hoạt hoá của các phản ứng nhiệt phân ....36
Bảng 2.2. Enthanpy, năng lượng Gibbs và các hằng số nhiệt dung riêng của các cấu
tử ở điều kiện tiêu chuẩn ...........................................................................................41
Bảng 2.3. Giá trị ban đầu để giải hệ phương trình phi tuyến xác định số mol của các
cấu tử chất khí ...........................................................................................................41
Bảng 2.4. Yếu tố va chạm Ai và năng lượng hoạt hoá Eai ........................................59
Bảng 2.5. Các hằng số dùng để tính toán hằng số cân bằng .....................................60
Bảng 2.6. Hằng số hấp phụ của các cấu tử ở 1173 K ...............................................61
Bảng 2.7. Enthanpy của các phản ứng khí hoá .........................................................62
Bảng 2.8. Các hệ số dùng để tính toán khối lượng riêng của chất khí (Dải nhiệt độ: 0
– 15000C)...................................................................................................................64
Bảng 2.9. Các hệ số dùng để tính toán nhiệt dung riêng của Carbon và các chất khí
(Dải nhiệt độ: 0 – 15000C) ........................................................................................65
Bảng 2.10. Các hệ số dùng để tính toán hệ số dẫn nhiệt của các chất khí (Dải nhiệt
độ: 0 – 15000C) .........................................................................................................66
Bảng 2.11. Các hệ số dùng để tính toán độ nhớt của các chất khí ............................67
Bảng 2.12. Thể tích mol của các khí .........................................................................68
Bảng 3.1. Các thông số công nghệ cơ bản của công nghệ khí hóa ...........................77
Bảng 3.2. Kết quả tính toán thiết bị khí hoá .............................................................91

9
 DANH MỤC CÁC HÌNH VẼ, ĐỒ THỊ
Hình 1.1. Vỏ trấu .......................................................................................................12
Hình 1.2. Nguyên tắc hoạt động của lò khí hoá tầng cố định ...................................20
Hình 1.3. Sơ đồ nguyên lý hoạt động của lò khí hoá tầng cố định ngược chiều ......22
Hình 1.4. Sơ đồ nguyên lý hoạt động của lò khí hoá tầng cố định xuôi chiều .........23
Hình 1.5. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá tầng sôi kiểu bong bóng ........26
Hình 1.6. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá tầng sôi kiểu chảy rối ............27
Hình 1.7. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn .................28
Hình 1.8. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn hạt rắn trơ 29
Hình 1.9. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá dòng cuốn theo ......................30
Hình 2.1. Sơ đồ nguyên lý hoạt động của hệ thống khí hoá tầng sôi vỏ trấu ...........33
Hình 2.2. Mô hình động học của quá trình phân huỷ vỏ trấu ...................................36
Hình 2.3. Quá trình khí hoá trong vùng tầng sôi.......................................................43
Hình 2.4. Không gian cân bằng chất dV = A.dz .......................................................45
Hình 2.5. Không gian cân bằng nhiệt dV = A.dz ......................................................49
Hình 2.6. Quá trình truyền chất giữa pha bong bóng và pha nhũ tương ...................57
Hình 2.7. Sơ đồ giải mô hình vùng nhiệt phân .........................................................73
Hình 2.8. Sơ đồ tính toán quá trình chia pha ............................................................74
Hình 2.9. Sơ đồ giải mô hình vùng tầng sôi..............................................................75
Hình 2.10. Sơ đồ giải mô hình vùng chuyển động tự do ..........................................76
Hình 3.1. Sự thay đổi thành phần các cấu tử trong vùng nhiệt phân theo nhiệt độ ..83
Hình 3.2. Sự thay đổi thành phần các cấu tử pha bong bóng ....................................84
Hình 3.3. Sự thay đổi thành phần các cấu tử pha nhũ tương ....................................85
Hình 3.4. Sự thay đổi thành phần các cấu tử của vùng tầng sôi theo chiều cao .......86
Hình 3.5. Sự thay đổi nhiệt độ pha rắn và pha khí vùng tầng sôi theo chiều cao .....87
Hình 3.6. Sự thay đổi thành phần các cấu tử trong vùng chuyển động tự do ...........89
Hình 3.7. Sự thay đổi nhiệt độ trong vùng chuyển động tự do theo chiều cao .........89
Hình 3.8. Sự thay đổi thành phần các cấu tử trong toàn bộ thiết bị theo chiều cao ..90
Hình 3.9. Độ chuyển hoá của carbon và hơi nước theo chiều cao ............................91

10
 MỞ ĐẦU

Với sự phát triển của các ngành công nghiệp thì nhu cầu sử dụng năng lượng
ngày càng lớn. Nguồn năng lượng đang được sử dụng phổ biến trên thế giới là từ
nhiên liệu hoá thạch như dầu mỏ, than đá. Tuy nhiên, nguồn năng lượng này có giới
hạn. Theo dự kiến thì trữ lượng dầu mỏ chỉ đủ cung cấp trong vòng 50 năm tới. Do
đó mục tiêu cấp bách trong thời gian tới là tìm ra các nguồn năng lượng khác thay
thế cho nhiên liệu hoá thạch để đảm bảo an ninh năng lượng trong tương lai.
Mặt khác, việc chuyển hóa năng lượng từ các nguồn nhiên liệu hóa thạch và
các loại vật liệu sinh khối đang gây ô nhiễm môi trường nên việc kiểm soát triệt để
khí CO2 và các loại khí thải độc hại khác đang là mối quan tâm trên toàn thế giới.
Ở Việt nam và một số nước sản xuất lúa gạo, trữ lượng vỏ trấu rất dồi dào.
Do đó việc phát triển hệ thống khí hóa để chuyển hóa năng lượng từ vỏ trấu sang
các dạng năng lượng khác là một việc làm có ý nghĩa và cần thiết, đây là nguồn
năng lượng rất hiệu quả và góp phần bảo vệ môi trường.
Đề tài: “Nghiên cứu xây dựng mô hình toán học mô tả quá trình khí hóa
trấu trong hệ thống tầng sôi tuần hoàn” với mục đích tìm hiểu và xây dựng mô
hình toán học để mô tả quá trình khí hóa vỏ trấu trong hệ thống thiết bị tầng sôi tuần
hoàn nhằm thu được nguồn khí tổng hợp có nhiệt trị cao và thân thiện môi trường.
Nội dung của luận văn bao gồm 3 phần chính:
- Tổng quan nhiên liệu vỏ trấu và công nghệ khí hóa
- Xây dựng và giải mô hình khí hóa tầng sôi tuần hoàn
- Ứng dụng mô hình trong tính toán hệ thống khí hóa trấu năng suất 500 kg/h

11
 CHƯƠNG 1. TỔNG QUAN NHIÊN LIỆU VỎ TRẤU
VÀ CÔNG NGHỆ KHÍ HÓA
1.1. Vỏ trấu và tình hình sử dụng vỏ trấu
1.1.1. Thành phần và tính chất của vỏ trấu
Vỏ trấu được tạo thành bởi vảy lá và mày hoa. Hai phần này được ghép liền
với nhau theo nếp dọc bằng một nếp gấp cài vào nhau. Phần cuối vỏ trấu là một
cuống nhỏ quan sát được trên Hình 1.1. Trấu là lớp vỏ ngoài cùng của hạt lúa, được
tách ra trong quá trình xay xát và được coi là phụ phẩm của nông nghiệp và thường
được đốt hoặc bỏ đi [1].

Hình 1.1. Vỏ trấu

Các chất hữu cơ của trấu là các mạch polycarbohydrat rất dài nên hầu hết các
loài sinh vật không thể sử dụng trực tiếp được, nhưng các thành phần này lại rất dễ
cháy nên có thể dùng làm chất đốt. Các thành phần chính của vỏ trấu được trình
bày trong Bảng 1.1 và 1.2 [1, 2].
Bảng 1.1. Thành phần hữu cơ chủ yếu của vỏ trấu
Thành phần hữu cơ Tỷ lệ % khối lượng
α - Cellulose 35 - 40
Lignin 25 - 30
Hecmi - Cellulose 20 - 30
Nitơ và các thành phần khác 10

12
 Bảng 1.2. Thành phần hoá học của vỏ trấu
Thành phần hoá học Tỷ lệ % khối lượng
Carbon 40,2
Hydro 5,0
Oxy 36,3
Nitơ 0,3
Lưu huỳnh 0,05
Clo 0,1
Tro 18,2
Ẩm 9,7

Ngoài các thành phần chính trên, trong vỏ trấu còn có các thành phần khác
với hàm lượng nhỏ và một lượng ẩm nhất định (từ 8 đến 10%) tuỳ thuộc vào giống
lúa và các điều kiện tồn tại khác nhau.
Vỏ trấu có chiều dài từ 5 mm đến 10 mm, chiều rộng bằng khoảng 1/3 đến
1/2 lần chiều dài. Góc ma sát của vỏ trấu từ 350 đên 500 tuỳ thuộc vào độ ẩm và
điều kiện môi trường.
Trấu có khối lượng riêng khá nhỏ, khối lượng riêng đổ đống của trấu khoảng
426 kg/m3 [3]. Khối lượng riêng nhỏ có ảnh hưởng rất lớn tới quá trình khí hoá
cũng như các quá trình vận chuyển và bảo quản vỏ trấu.
Trấu có nhiệt trị cao khá lớn, khoảng 16,2 MJ/kg và hàm lượng chất bốc khá
lớn, khoảng 66% [2]. Do đó, với lượng vỏ trấu thu được từ nông nghiệp hàng năm
có thể sử dụng làm nguồn năng lượng thay thế cho các nguồn năng lượng khác.
1.1.2. Hiện trạng sử dụng vỏ trấu trên thế giới và ở Việt Nam
Từ thời xa xưa, khi nền nông nghiệp vẫn chiếm ưu thế, vỏ trấu và các sản
phẩm phụ từ nông nghiệp như rơm rạ, … được sử dụng làm chất đốt để đun nấu
trong gia đình. Phần tro sau khi đốt được sử dụng làm phân bón cho cây trồng.
Ngày nay, khi nền công nghiệp phát triển mạnh, con người đang ít sử dụng
các phụ phẩm nông nghiệp làm chất đốt. Sau một thời gian bị thải bỏ ra môi trường

13
thì hiện nay vỏ trấu đã có nhiều ứng dụng vượt trội trong công nghiệp và đời sống.
Vỏ trấu được ứng dụng làm chất đốt trong các lò gạch, làm nhiên liệu sản xuất khí
đốt thay thế cho LPG, LNG. Việc sử dụng trấu làm nhiên liệu đốt cho lò gạch phát
sinh ra nhiều khí thải nên đã bị cấm sử dụng ở nhiều địa phương. Tuy nhiên, với
nhiệt trị khá lớn và có sẵn quanh năm nên trấu hoàn toàn có thể được sử dụng làm
nhiên liệu để sản xuất ra khí đốt thay thế cho các khí LPG, LNG. Khí đốt từ trấu có
thể sửa dụng để đun nấu trong gia đình hoặc sử dụng làm nhiên liệu cho động cơ
đốt trong chạy bằng khí, cho máy phát điện, nồi hơi…. Ngoài ra, trấu cũng có thể
được sử dụng làm chất đốt để lấy khí làm khí sấy cho các hệ thống sấy trong công
nghiệp. Trong thời gian gần đây, vỏ trấu được sử dụng để sản xuất SiO2, một hợp
chất có vai trò quan trọng trong sản xuất sơn Nano, sơn chống cháy, sơn chống đạn.
Ở một số vùng, vỏ trấu được ép lại thành củi trấu để sử dụng cho việc đun nấu hoặc
kết hợp với các thành phần khác như xơ dừa, hạt xốp, xi măng, phụ gia… để tạo ra
các vật liệu xây dựng xốp, nhẹ, có khả năng cách âm, cách nhiệt, chống thấm tốt.
Nhờ đặc tính xốp, hàm lượng cac-bon cố định khá cao và hàm lượng chất bốc lớn,
vỏ trấu là có thể làm nguồn nguyên liệu để sản xuất than hoạt tính thay cho các
nguồn nguyên liệu khác. Ngoài các ứng dụng trên, vỏ trấu còn được dùng làm phân
bón, làm nguồn sản xuất các loại nấm ăn hoặc làm đệm sinh học trong các chuồng
trại trong chăn nuôi gia cầm.
Nhiều quốc gia sử dụng vỏ trấu và nhiên liệu sinh học để sản xuất điện năng.
Ngoài ra, còn sử dụng công nghệ khí hoá trấu để sản xuất khí tổng hợp thay thế cho
các loại khí đốt hiện có như LPG, LNG.
Điện sinh học là sử dụng nhiên liệu sinh học để sản xuất điện năng. Một số
hệ thống điện sinh học lớn trên thế giới lấy nguồn năng lượng từ hệ thống đốt nhiên
liệu sinh học trực tiếp, khí hoá nhiên liệu sinh học, nhiệt phân... Phần lớn các nhà
máy điện sinh học trên thế giới sử dụng hệ thống đốt trực tiếp. Họ đốt trực tiếp
nguyên liệu sinh học để tạo hơi nước làm quay tua bin máy phát điện. Ngoài ra,
nhiên liệu lỏng cũng được sản xuất từ vật liệu sinh học thông qua một quy trình gọi
là nhiệt phân. Nhiệt phân xảy ra khi nhiên liệu sinh học được nung nóng trong điều

14
kiện thiếu oxy. Chúng sẽ biến đổi thành chất lỏng gọi là dầu nhiệt phân. Có thể đốt
dầu nhiệt phân giống như xăng để sản xuất điện năng. Một số hệ thống điện sử dụng
nhiệt phân nhiên liệu sinh học hiện đang được sử dụng tại Mỹ.
Mỹ là nước sản xuất điện từ nhiên liệu sinh học lớn nhất thế giới, có hơn 350
nhà máy điện sinh học, sản xuất trên 7500 MW điện mỗi năm, đủ để cung cấp cho
hàng triệu hộ gia đình, đồng thời tạo ra 66000 việc làm. Những nhà máy này sử
dụng chất thải từ nhà máy giấy, nhà máy cưa, sản phẩm phụ nông nghiệp... Ước tính
tới năm 2020, sản lượng điện sinh học của thế giới là hơn 30000 MW [7].
Ở nước ta, việc sử dụng vỏ trấu và các nguồn sinh khối khác chưa triệt để.
Cho đến nay, vỏ trấu chủ yếu được sử dụng ở các vùng nông thôn làm chất đốt,
phần không dùng đến được thải bỏ ra ngoài môi trường nên gây ô nhiễm môi trường
ở nhiều tỉnh thành. Vỏ trấu có rất nhiều tại Đồng bằng sông Cửu Long và Đồng
bằng sông Hồng, hai vùng trồng lúa lớn nhất cả nước. Chúng thường không được sử
dụng hết nên phải đem đốt hoặc đổ xuống sông suối để tiêu hủy.
Theo khảo sát, lượng vỏ trấu thải ra tại Đồng bằng sông Cửu Long khoảng
hơn 3 triệu tấn/năm. Vỏ trấu thường được sử dụng nhiên liệu đốt nhưng cũng chỉ sử
dụng được khoảng 12000 tấn vỏ trấu/năm [8]. Hơn nữa, do sự phát triển của các
loại khí đốt có nguồn gốc từ dầu mỏ, than đá, nên nhu cầu sử dụng vỏ trấu làm chất
đốt ngày càng giảm. Vì vậy, lượng lớn vỏ trấu hàng năm chỉ còn cách đốt hoặc thải
ra ngoài môi trường. Việc đốt và thải vỏ trấu ra ngoài môi trường đang gây ô nhiễm
môi trường khí và môi trường nước, ảnh hưởng trực tiếp đến đời sống con người.
Để tận dụng được nguồn vỏ trấu, tránh gây ảnh hưởng đến môi trường, nhiều
vùng miền trong cả nước, chủ yếu là các vùng nông thôn đang phát triển các hệ
thống khí hoá để chuyển hoá vỏ trấu thành khí đốt phục vụ cho đời sống hàng ngày.
Ở một số nhà máy để tận dụng nguồn nhiên liệu rẻ tiền và dồi dào này, công nghệ
khí hoá vỏ trấu cũng đang dần được ứng dụng. Hiện nay, trong nước đã có một số
dự án sản xuất điện từ vỏ trấu ở tỉnh An Giang, thành phố Cần Thơ, dự án sản xuất
khí từ trấu để cung cấp cho sản xuất gốm sứ và ngói ở tỉnh Đồng Tháp.

15
1.1.3. Tiềm năng phát triển của vỏ trấu
Việt Nam là một nước nằm trong khu vực nhiệt đới gió mùa với nền nông
nghiệp phát triển mạnh và là nước sản xuất và xuất khẩu gạo lớn của thế giới. Mặc
dù quá trình đô thị hoá đang phát triển nhanh, diện tích sản xuất lúa gạo ngày càng
bị thu hẹp nhưng nhờ thành tựu của khoa học kỹ thuật, sản lượng lương thực mỗi
năm đều tăng trên 1 triệu tấn, năm 2015 đạt 45,1 triệu tấn [4]. Với tỷ lệ vỏ trấu và
lúa khoảng 26% thì lượng vỏ trấu thu được sau khi xay xát tương đương 11,73 triệu
tấn [5]. Tuy nhiên việc sử dụng lượng vỏ trấu thu được chưa thực sự hiệu quả. Do
đó, cùng với việc phát triển của công nghệ khí hoá thì tiềm năng sử dụng vỏ trấu là
rất lớn. Chiến lược và quy hoạch phát triển năng lượng tái tạo Việt nam đến năm
2015, tầm nhìn 2025 đưa ra con số tiềm năng khả dụng của năng lượng sinh khối
cho sản xuất điện năm 2005 là khoảng 4,4 triệu tấn, chiếm một phần rất nhỏ của
tổng tiềm năng sinh khối (Xem Bảng 1.3). Con số này tương đương với 230 đến
305 MW sản lượng điện sản xuất từ năng lượng sinh khối. Như vậy, tiềm năng sinh
khối nói chung và tiềm năng sử dụng vỏ trấu nói riêng là rất lớn [6].
Bảng 1.3. Vỏ trấu và năng lượng sinh khối dùng cho sản xuất điện, năm 2005

Tiềm năng lý Tiềm năng khả Tiềm năng công

Dạng sinh khối
thuyết (triệu tấn) dụng (triệu tấn) suất (MW)
Trấu 7,158 1,615 75 - 100
Bã mía 4,419 2,784 150 - 200
Phế phẩm gỗ 0,800 0,080 5
Tổng cộng 230 - 305

1.2. Phương pháp khí hóa

1.2.1. Khái niệm về khí hoá
Khí hóa là phương pháp tạo ra năng lượng từ các dạng vật liệu hữu cơ khác
nhau bằng cách chuyển hóa các loại vật liệu chứa carbon như than, dầu mỏ, nhiên
liệu sinh khối thành carbon monoxit, hydro và methane thông qua các phản ứng với
ôxy, carbon dioxit và hơi nước ở nhiệt độ cao. Sản phẩm khí thu được từ quá trình
khí hóa được gọi là khí tổng hợp và là một dạng nhiên liệu. Ngoài khí tổng hợp còn

16
có các chất thải như tro, hắc ín. Các chất này cần phải loại bỏ khỏi khí tổng hợp
trước khi sử dụng.
1.2.2. Ưu điểm và nhược điểm của phương pháp khí hóa
a. Ưu điểm của phương pháp khí hóa
Phương pháp khí hóa tạo ra khí tổng hợp hiệu quả hơn nhiều so với việc đốt
trực tiếp các nguồn nhiên liệu. Khí tổng hợp có thể đốt trực tiếp trong các động cơ
đốt trong, sử dụng để sản xuất methanol và hydro hoặc chuyển hóa thành nhiên liệu
tổng hợp. Phương pháp khí hóa cũng có thể áp dụng với các loại nhiên liệu không
có ích khác như các phế thải hữu cơ hay sinh khối. Quá trình đốt ở nhiệt độ cao giúp
loại bỏ các thành phần tro ăn mòn như các hợp chất có chứa clorua, kali tạo thành
sản phẩm khí sạch.
Khí hóa là phương pháp toàn diện và sạch nhất để chuyển hóa than, một
nguồn nguyên liệu rẻ tiền và sẵn có với trữ lượng khổng lồ ở nhiều nơi trên thế giới,
hoặc các vật liệu hữu cơ chứa carbon (kể cả sinh khối, rác thải sinh hoạt và phế thải
công nghiệp, …) thành các nguyên liệu hóa chất quan trọng như CO, H2 và các
dạng năng lượng như nhiệt năng, điện năng. Khả năng sản xuất một cách hiệu quả
điện năng, hydro và các nguyên liệu hóa chất khác, cũng như khả năng cắt giảm khí
gây ô nhiễm đang làm cho công nghệ khí hóa trở thành một trong những công nghệ
tốt cho các ngành năng lượng và hóa chất của tương lai, nhất là khi giá thành các
nguồn nguyên liệu dầu khí có xu hướng dao động mạnh trước những biến động kinh
tế, chính trị trên thế giới và ngày càng trở nên khan hiếm hơn. Hydro và các loại khí
khác có trong khí tổng hợp có thể được sử dụng làm nguyên liệu để sản xuất nhiều
sản phẩm hóa chất quan trọng như amoniac, urê, các sản phẩm hữu cơ ... hoặc dùng
làm nhiên liệu cho các tuabin phát điện. Khí hóa cũng là phương pháp tốt nhất để
sản xuất nhiên liệu hydro sạch cho xe ôtô và pin nhiên liệu trong tương lai.
b. Nhược điểm của phương pháp khí hóa
Phương pháp khí hóa có khả năng cắt giảm khí gây ô nhiễm tuy nhiên vẫn
còn lượng nhỏ CO2, SO2, NOx, …phát thải ra môi trường. Chính vì vậy, việc khí
hóa gián tiếp góp phần vào quá trình biến đổi khí hậu làm suy thoái môi trường toàn

17
cầu mà nổi bật là hiện tượng hiệu ứng nhà kính và mưa axit và sự gia tăng nhiệt độ
trên trái đất.
1.2.3. Các loại nhiên liệu sinh khối dùng cho khí hoá
a. Than củi
Than củi là một loại than có chất lượng tốt, trong than hầu như không có hắc
ín, do đó có thể sử dụng cho tất các các loại thiết bị khí hoá. Tuy nhiên than củi
không được sử dụng nhiều trong khí hoá bởi vì chi phí sản xuất tương đối cao, làm
giảm khả năng cạnh tranh với các nguồn nhiên liệu lỏng. Nguyên nhân chủ yếu làm
tăng chi phí là do khi sản xuất được than củi phần năng lượng tổn thất quá lớn, có
thể bị mất đến 70% so với năng lượng ban đầu có trong gỗ.
b. Gỗ và mùn cưa
Hầu hết các loại gỗ có hàm lượng tro thấp, dưới 2% nhưng hàm lượng hắc ín
sinh ra cao nên chỉ thích hợp với một số loại thiết bị khí hoá. Khí tổng hợp cần phải
qua các quá trình làm sạch trước khi đưa đi sử dụng.
c. Phụ phẩm nông nghiệp và rác thải sinh hoạt
Các quốc gia có nền nông nghiệp chiếm ưu thế có thể sử dụng các nguồn phụ
phẩm trong nông nghiệp như rơm rạ, vỏ trấu, bã mía, … làm nguồn nguyên liệu cho
khí hoá. Các loại rác thải sinh hoạt, rác thải đô thị cũng có thể được sử dụng làm
nguyên liệu cho khí hoá, tuy nhiên loại nguyên liệu này cần phải được chọn lọc
trước khi sử dụng. Phụ phẩm nông nghiệp có hàm lượng tro và hắc ín lớn, do đó nó
cũng chỉ thích hợp với một số loại thiết bị khí hoá và khí tổng hợp cũng phải được
làm sạch trước khi sử dụng.
1.3. Công nghệ và thiết bị khí hoá
Phương pháp phân loại công nghệ khí hóa dựa vào nguyên tắc hoạt động của
thiết bị. Hai phương pháp khí hóa được sử dụng phổ biến nhất là:
- Khí hoá tầng cố định.
- Khí hoá tầng sôi.
Công nghệ khí hoá tầng cố định có đặc điểm là các hạt nhiên liệu rắn không
chuyển động mà nằm cố định trong thiết bị khí hóa, các tác nhân khí hóa như hơi

18
nước và oxy di chuyển qua khe hở giữa các hạt và quá trình phản ứng diễn ra trên
bề mặt các hạt nhiên liệu. Công nghệ khí hoá tầng cố định thường sử dụng cho các
loại nhiên liệu có khối lượng riêng hạt lớn và vật liệu có kích thước hạt lớn như than
cục có kích thước từ 10 đến 100 mm.
Công nghệ khí hoá tầng sôi hình thành khi tăng vận tốc dòng khí của khí hoá
tầng cố định lên sao cho các hạt rắn chuyển động ở chế độ tương tự như chuyển
động của các bọt khí trong chất lỏng sôi. Vận tốc của dòng khí tại thời điểm mà lực
do dòng khí tác động lên các hạt rắn cân bằng với trọng lực của hạt rắn là vận tốc
tối thiểu của khí hoá tầng sôi, cũng là vận tốc lớn nhất của khí hoá tầng cố định.
Loại hình khí hoá này thường sử dụng cho các loại nhiên liệu có đường kính và
khối lượng riêng trung bình như than cục có kích thước nhỏ hơn 10 mm.
Khi tiếp tục tăng vận tốc của dòng khí lên thì toàn bộ hạt rắn bị cuốn theo
dòng khí. Lúc này hạt rắn và dòng khí gần như tạo thành một pha liên tục. Quá trình
khí hoá xảy ra trong giai đoạn này gọi là khí hoá dòng cuốn theo. Vận tốc tối thiểu
của dòng khí để đạt được quá trình này là vận tốc lớn nhất của quá trình khí hoá
tầng sôi. Kiểu khí hoá này được ứng dụng cho các loại nhiên liệu có kích thước và
khối lượng riêng nhỏ như than cám có kích thước nhỏ hơn 2 mm.
1.3.1. Công nghệ khí hoá và thiết bị khí hoá tầng cố định
a. Nguyên lý khí hoá của công nghệ khí hoá tầng cố định
Công nghệ khí hoá tầng cố định chỉ sử dụng cho các loại nhiên liệu có kích
thước và khối lượng riêng lớn. Đối với các loại nhiên liệu có kích thước nhỏ và nhẹ
như vỏ trấu, mùn cưa… thì công nghệ khí hoá tầng cố định khó có thể làm cho lớp
vật liệu đứng yên trên lưới. Hơn nữa, đối với loại nhiên liệu sinh ra nhiều hắc ín
như vỏ trấu nói riêng và nhiên liệu sinh khối nói chung thì việc sử dụng công nghệ
khí hoá tầng cố định không hợp lý do phải bảo dưỡng thiết bị thường xuyên và phải
có biện pháp xử lý hắc ín trong thiết bị, xử lý tro bụi và hắc ín trong khí tổng hợp.
Trong công nghệ khí hoá tầng cố định, các hạt rắn được cho nằm cố định
trên đĩa phân phối. Dòng khí đi xuyên qua đĩa phân phối rồi đi khe hở giữa các hạt
với nhau và quá trình phản ứng diễn ra trên bề mặt các hạt rắn đứng yên

19
 Hình 1.2. Nguyên tắc hoạt động của lò khí hoá tầng cố định
Công nghệ khí hoá tầng cố định được chia thành 4 vùng chính:
- Vùng cháy. - Vùng nhiệt phân.
- Vùng khí hoá. - Vùng sấy.
Ở vùng cháy, những chất dễ cháy của nhiên liệu rắn, bao gồm các nguyên tố
carbon, hydro, oxy bị cháy, sinh ra CO2, CO và nhiệt độ cao cung cấp cho các vùng
kế tiếp. Vùng khí hoá là nơi sinh ra khí tổng hợp khi CO2 và H2O kết hợp với C tạo
ra CO, H2. Vùng nhiệt phân xảy ra các quá trình bốc hơi nước, phân huỷ nhiên liệu
thành hắc ín, CO2, H2, CO và than thiêu kết (carbon sinh ra sau quá trình nhiệt
phân). Các sản phẩm này làm nguyên liệu cho vùng khí hoá để tổng hợp ra khí tổng
hợp. Vùng sấy có nhiệm vụ làm giảm độ ẩm của nhiên liệu bằng cách sử dụng nhiệt
cung cấp bởi khí tổng hợp để làm bay hơi nước ra khỏi nhiên liệu.
Công nghệ khí hoá tầng cố định được chia thành hai loại chính:
- Khí hoá ngược chiều.
- Khí hoá xuôi chiều.

20
b. Công nghệ và thiết bị khí hóa tầng cố định ngược chiều
Nguyên tắc hoạt động của các lò khí hoá tầng cố định ngược chiều (Xem
Hình 1.3). Nhiên liệu đưa vào thiết bị từ trên đỉnh thiết bị, không khí và hơi nước
đưa vào dưới đáy. Nhiên liệu và khí chuyển động ngược chiều nhau. Khí tổng hợp
sinh ra đi ngược chiều dòng nguyên liệu và lấy ra ở đỉnh thiết bị. Dọc theo chiều
cao thiết bị, ta có thể chia thiết bị thành các vùng khác nhau, vùng này kế tiếp vùng
kia. Theo chiều cao thiết bị, vùng dưới cùng là vùng xỉ lò, vùng này chứa tro xỉ sau
quá trình phản ứng và được tháo ra ngoài. Kế tiếp vùng xỉ lò là vùng cháy, vùng này
có nhiệm vụ đốt cháy hết phần than thiêu kết còn dư sau quá trình khí hoá. Vùng
tiếp theo là vùng khí hoá, vùng này là vùng diễn ra các phản ứng khí hoá để tạo ra
khí tổng hợp.
Trên vùng khí hoá là vùng nhiệt phân, ở đây, nhiên liệu bị cùng với không
khí và hơi nước bị phân huỷ tạo ra than thiêu kết và các sản phẩm khí. Vùng trên
cùng là vùng sấy nhiên liệu, nhiên liệu được làm bay hơi một phần ẩm nhờ nhiệt độ
của dòng khí phía dưới đi lên. Do có sự phân bố các vùng phản ứng như vậy nên
nếu đi từ dưới lên thì vùng cháy có nhiệt độ cao nhất, tiếp đó là vùng khí hoá có
nhiệt độ thấp hơn do có các phản ứng thu nhiệt, vùng nhiệt phân có nhiệt độ thấp
hơn nữa và tiếp đó là vùng sấy có nhiệt độ rất thấp do phải tiêu tốn nhiệt vào quá
trình bốc hơi nước.
Loại thiết bị này có ưu điểm là cấu tạo đơn giản, dễ chế tạo, hiệu suất làm
việc cao, thích hợp với nhiều loại nhiên liệu. Tuy nhiên, do càng lên cao, nhiệt độ
trong thiết bị càng giảm mạnh do phải cung cấp nhiệt cho vùng nhiệt phân và vùng
sấy nên lượng hắc ín sẽ tích tụ nhiều trong thiết bị. Lượng hắc ín nhiều sẽ ảnh
hưởng đến vùng nhiệt phân, nó làm giảm nhiệt độ của vùng nhiệt phân làm cho quá
trình nhiệt phân không hoàn toàn, gây lãng phí nhiên liệu và sinh ra nhiều khí thải.
Do vậy mà loại thiết bị này không thích hợp để khí hoá vỏ trấu và các nhiên liệu
sinh khối có hàm lượng hắc ín lớn.

21
 Hình 1.3. Sơ đồ nguyên lý hoạt động của lò khí hoá tầng cố định ngược chiều
c. Công nghệ và thiết bị khí hoá tầng cố định xuôi chiều
Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá tầng cố định xuôi chiều (Xem
thêm Hình 1.4): Nhiên liệu và không khí, hơi nước cùng được đưa và thiết bị từ trên
đỉnh. Nhiên liệu rắn cùng với khí chuyển động cùng chiều nhau, từ trên xuống dưới.
Khí tổng hợp được lấy ra ở dưới đáy thiết bị.
Đối với quá trình khí hoá xuôi chiều, sự phân bố các vùng ngược lại với quá
trình khí hoá ngược chiều. Dọc theo chiều cao thiết bị, theo hướng của dòng vật
chất đi vào từ trên xuống, ta có các vùng tương tự như thiết bị khí hoá ngược chiều.
Trên cùng là vùng sấy, tiếp theo là vùng nhiệt phân, vùng cháy, vùng khí hoá, và
vùng chứa xỉ ở đáy thiết bị. Sự phân bố các vùng trong thiết bị như vậy thì theo
hướng chuyển động của dòng vật chất, nhiệt độ sẽ giảm dần từ vùng sấy đến vùng
khí hoá. Ở vùng sấy, nhiệt độ giảm do quá trình thu nhiệt của nước để làm bay hơi
nước trong nhiên liệu. Ở vùng nhiệt phân và vùng khí hoá, các phản ứng hoá học

22
thu nhiệt diễn ra nên nhiệt độ giảm mạnh. Ở vùng cháy, một phần nhiên liệu sẽ bị
đốt cháy để lấy nhiệt cung cấp cho vùng khí hoá, các phản ứng hoá học toả nhiệt
nên nhiệt độ của vùng này tăng lên. Do nhiệt độ của vùng cháy tăng lên, hắc ín sinh
ra lại bị phân huỷ thành các sản phẩm khí. Điều này làm cho loại thiết bị này khắc
phục được các nhược điểm của loại thiết bị khí hoá ngược chiều. Tuy nhiên, các ưu
điểm của thiết bị khí hoá ngược chiều lại trở thành nhược điểm của loại thiết bị này.

Hình 1.4. Sơ đồ nguyên lý hoạt động của lò khí hoá tầng cố định xuôi chiều
Do nhiệt độ ở vùng sấy thấp nhất nên nếu nhiên liệu vào có độ ẩm cao thì có
thể phải cung cấp nhiệt bổ sung cho quá trình sấy, và khi đó khí tổng hợp lấy ra từ
đáy thiết bị sẽ có hàm lượng tro bị cuốn theo lớn hơn. Chính vì vậy mà loại thiết bị
này không thích hợp cho các loại nhiên liệu có độ ẩm cao. Thiết bị khí hoá tầng cố
định xuôi chiều có hiệu suất thấp hơn so với loại thiết bị khí hoá ngược chiều nhưng
chất lượng khí tổng hợp tốt hơn, có thể sử dụng trực tiếp khí tổng hợp để chạy các

23
động cơ đốt trong hoặc dùng làm nguyên liệu để tổng hợp các chất hoá học sau khi
qua xử lý tro bụi.
1.3.2. Công nghệ khí hoá tầng sôi và thiết bị khí hoá tầng sôi
Tầng sôi là một vùng không gian được tạo bởi các hạt rắn (than, tro, cát, đá
vôi…) những hạt này được nâng lên và lơ lửng trong thiết bị nhờ áp lực của dòng
khí. Vì vậy, lớp hạt rắn trong thiết bị giãn nở ra, sự tiếp xúc giữa khí và hạt rắn tăng
lên nhiều. Ở trạng thái này các hạt chuyển động tự do và sôi giống như chất lỏng.
Tốc độ khí tối thiểu để đạt được chế độ khí hoá tầng sôi kiểu bong bóng là tốc độ
lớn nhất của tầng cố định. Ở tốc độ khí này, trọng lực của các hạt rắn cân bằng với
lực của dòng khí tác động lên hạt rắn, qua trạng thái này, các hạt bắt đầu được nâng
lên. Ban đầu, từ chế độ tầng cố định, tốc độ khí tăng lên độ chênh áp cũng tăng
theo, đến điểm tới hạn của chế độ tầng cố định (điểm bắt đầu của chế độ tầng sôi)
thì không còn chênh lệch áp nữa. Lúc này chiều cao của lớp hạt tăng lên, tốc độ khí
tăng lên thì bề dày của lớp hạt cũng tăng theo, các hạt dao động trong một phạm vi
nhất định mà chênh lệch áp không đổi. Khi khảo sát các hạt chuyển động ở chế độ
tầng sôi, người ta thấy rằng:
- Các hạt chuyển động hỗn loạn tương tự như chuyển động nhiệt của phân tử.
- Bên trong khối hạt có các bong bóng khí xuất hiện, chuyển động ngược với
chiều trọng lực giống như các bong bóng khí xuất hiện khi nước sôi. Lên đến mặt
thoáng của lớp sôi, các bong bóng khí này vỡ ra.
- Cả khối hạt chuyển động bồng bềnh giống như hiện tượng nước đang sôi.
- Nếu làm một cửa ra trên thiết bị, khi chế độ tầng sôi đang diễn ra thì lớp hạt
chảy ra ngoài như dòng nước chảy trong ống, phần bên trong thiết bị vẫn phân bố
đều như lớp nước. Nhờ đặc điểm này mà khi cấp nhiên liệu vào tại một vị trí mà
vẫn đảm bảo quá trình phân bố đồng đều nhiên liệu trong thiết bị.
- Khi các hạt rắn có kích thước và khối lượng riêng khác nhau, các hạt có
kích thước và trọng lượng nhỏ hơn chịu lực đẩy của dòng khí lớn hơn trọng lực
nhiều nên sẽ thoát ra khỏi lớp hạt như dòng hơi giống như sự bay hơi nước tại nhiệt
độ sôi. Chính vì các hiện tượng trên người ta gọi quá trình này là quá trình tầng sôi.

24
Nguyên tắc hoạt động của các loại thiết bị khí hoá tầng sôi dựa vào sự cân bằng lực
giữa trọng lực của các hạt rắn và lực của dòng khí tác động lên hạt, do đó nhiên
liệu, không khí và hơi nước cùng được đưa vào đáy thiết bị. Để cho quá trình sôi
diễn ra, cần phải điều chỉnh tốc độ khí hợp lý. Khi đó, các hạt rắn chuyển động xoáy
vòng trong thiết bị, các phản ứng hoá học diễn ra trên bề mặt hạt rắn và trong lòng
pha khí. Khí tổng hợp được lấy ra trên đỉnh thiết bị và được làm sạch tro bụi trước
khi sử dụng. Sự phân chia các vùng trong thiết bị khí hoá tầng sôi không rõ ràng
như các thiết bị khí hoá tầng cố định. Dựa trên mối quan hệ giữa vận tốc và độ
chênh áp của khí thổi qua vùng tầng sôi, người ta chia ra thành các loại công nghệ
khí hoá tầng sôi sau:
- Khí hoá tầng sôi bong bóng.
- Khí hoá tầng sôi chảy rối.
- Khí hoá tầng sôi tuần hoàn.
- Khí hoá tầng sôi tuần hoàn hạt rắn trơ.
Với các loại công nghệ khí hóa tầng sôi khác nhau, thiết bị sử dụng cho quá
trình khí hóa có nguyên lý thiết kế khác nhau để đảm bảo hiệu quả khí hóa cao.
a. Khí hoá tầng sôi bong bóng
Chế độ sôi kiểu bong bóng được hình thành khi tăng vận tốc dòng khí vượt
qua tốc độ tới hạn của chế độ tầng cố định một giá trị nhất định. Ở chế độ này, các
hạt rắn chuyển động hỗn loạn, xoáy vòng trong thiết bị, đồng thời các bong bóng
khí xuất hiện trong lòng khối hạt. Các bong bóng này chuyển động ngược chiều
trọng lực lên trên mặt thoáng của lớp sôi rồi vỡ ra. Sự chuyển động hỗn loạn của hạt
rắn và sự xuất hiện rồi phá vỡ các bong bóng khí làm đảo trộn khối vật chất mãnh
liệt, làm tăng khả năng tiếp xúc pha lên rất nhiều. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị
xem Hình 1.5.
Khí hoá tầng sôi kiểu bong bóng có tốc độ khí thấp nhất trong các loại thiết
bị khí hoá tầng sôi. Do đó loại thiết bị khí hoá kiểu này rất phù hợp để khí hoá các
loại nhiên liệu có khối lượng riêng và kích thước hạt nhỏ. Nhờ hiện tượng tầng sôi
mà quá trình tiếp xúc pha lớn, nhiệt độ đồng nhất hơn các loại thiết bị khí hoá tầng

25
cố định. Tuy nhiên, cũng do hiện tượng sôi mà độ xốp của khối vật chất tăng lên, do
đó thể tích thiết bị sẽ lớn hơn các thiết bị khí hoá tầng cố định có cùng năng suất khí
tổng hợp. Nếu thiết bị có dạng hình trụ, đường kính không đổi thì chiều cao thiết bị
sẽ lớn hơn nhiều.

Khí tổng hợp

Hình 1.5. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá tầng sôi kiểu bong bóng
b. Khí hoá tầng sôi chảy rối
Khi đã đạt được chế độ sôi bong bóng, nếu tiếp tục tăng tốc độ dòng khí lên
một giá trị nào đó thì các hạt rắn chuyển động mãnh liệt hơn, các bong bong khí
xuất hiện nhiều hơn và chiều cao của lớp sôi tăng lên. Quá trình diễn ra trong giai
đoạn này gọi là tầng sôi chảy rối. Quá trình sôi trong giai đoạn này hoàn toàn giống
với quá trình sôi bong bóng, chỉ khác nhau về tốc độ khí và tốc độ chuyển động của
bong bóng, hạt rắn. Nguyên tắc hoạt động xem Hình 1.6.
Do hiện tượng sôi mãnh liệt hơn nên thiết bị khí hoá loại này có hiệu suất
cao hơn các thiết bị khí hoá tầng sôi bong bóng. Tuy nhiên, độ xốp của khối vật chất
lúc này lớn hơn nên yêu cầu về không gian phản ứng sẽ lớn hơn, do đó thiết bị sẽ có
kích thước lớn hơn.

26
 Hình 1.6. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá tầng sôi kiểu chảy rối
c. Khí hóa tầng sôi tuần hoàn
Hai loại thiết bị khí hoá tầng sôi bong bóng và chảy rối có hiệu suất cao, quá
trình phản ứng tốt. Tuy nhiên, do làm việc ở môi trường tốc độ khí lớn nên nếu
chiều cao thiết bị không đủ sẽ dẫn đến hiện tượng các hạt rắn và khí không phản
ứng hết do thời gian lưu lại của chúng trong thiết bị không đảm bảo thời gian phản
ứng. Các hạt rắn không phản ứng hết sẽ bị thải ra ngoài theo tro xỉ. Nguyên tắc hoạt
động của thiết bị được mô tả vắn tắt trên Hình 1.7.
Để khắc phục hiện tượng này, người ta đưa toàn bộ phần chất rắn chưa phản
ứng hết, có lẫn cả tro xỉ quay lại thiết bị phản ứng để tiếp tục thực hiện quá trình
phản ứng. Để làm được điều này, cần phải có một đường tuần hoàn từ đỉnh xuống
đáy thiết bị. Tốc độ khí đi trong thiết bị phải đủ lớn (vẫn đảm bảo quá trình tầng
sôi) để có thể đẩy các hạt rắn sang ống tuần hoàn và đưa lại thiết bị phản ứng. Do
đó loại thiết bị này thường là thiết bị khí hoá tầng sôi chảy rối có ống tuần hoàn. Vì

27
tốc độ khí ra khỏi thiết bị lớn nên trước khi được đưa vào ống tuần hoàn, dòng khí
lẫn hạt rắn phải được tách ra bằng các thiết bị phân riêng như cyclone để tách lấy
khí tổng hợp và hạt rắn chưa phản ứng cùng với tro xỉ. Phần khí tổng hợp đem đi sử
dụng còn các thành phần rắn được đưa vào ống tuần hoàn quay trở lại thiết bị.

Hình 1.7. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn
d. Thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn hạt rắn trơ
Thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn hạt rắn trơ là loại thiết bị kết hợp giữa
thiết bị khí hoá tầng sôi kiểu bong bóng hoặc kiểu chảy rối với thiết bị khí hoá tầng
sôi tuần hoàn. Ở thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn, phần ống tuần hoàn được thay
bằng một thiết bị đốt nhiên liệu để cung cấp nhiệt cho thiết bị khí hoá thông qua
một loại hạt rắn, khi đó thiết bị sẽ trở thành thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn hạt
rắn trơ. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị này là nhiên liệu đưa vào một thiết bị khí
hoá tầng sôi. Phần nhiên liệu không phản ứng hết được đưa sang thiết bị đốt để đốt

28
hoàn toàn, lấy nhiệt cung cấp cho thiết bị khí hoá thông qua một loại hạt rắn. Để
vận chuyển nhiệt từ thiết bị đốt sang thiết bị khí hoá, người ta sử dụng các loại hạt
rắn như cát, đá vôi,…. Cát có tính trơ cao và dễ khai thác nên được dùng nhiều.
Ngoài các ưu điểm của khí hoá tầng sôi nói chung, ưu điểm vượt trội của loại
thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn hạt rắn trơ là không cần nguồn nhiệt cung cấp từ
bên ngoài (trừ lúc khởi động thiết bị). Các loại thiết bị khí hoá khác có vùng đốt và
vùng khí hoá nằm trong cùng một thiết bị nên lượng khí thải lẫn trong khí tổng hợp
lớn, còn đối với loại thiết bị này, phần đốt riêng nên khí thải được thải ra ngoài theo
một đường riêng, do đó chất lượng khí tổng hợp rất tốt.

Hình 1.8. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn hạt rắn trơ

29
 Nhược điểm chủ yếu của thiết bị là phải vận chuyển thêm một lượng chất
mang nhiệt nên công suất của quạt sẽ lớn hơn. Khó khăn khi tính toán và vận hành
thiết bị này là phải đảm bảo lượng nhiên liệu thừa đưa sang thiết bị đốt đủ cung cấp
nhiệt cho thiết bị khí hoá, nếu không ta phải cung cấp thêm nhiên liệu cho thiết bị
đốt (Xem thêm Hình 1.8).
1.3.3. Khí hoá dòng cuốn theo
Khi đã đạt được chế độ tầng sôi, nếu tiếp tục tăng tốc độ khí lên, đến một
giới hạn nào đó thì chênh lệch cột áp không còn nữa và độ xốp của khối vật chất là
lớn nhất. Trạng thái tới hạn này là điểm bắt đầu xảy ra quá trình khí hoá dạng dòng
cuốn theo. Các hạt rắn không quay trở lại đáy thiết bị được mà bị dòng khí cuốn lên
trên, cả pha rắn và pha khí gần như đồng nhất với nhau, trở thành một pha liên tục.
Quá trình này nếu không có phản ứng xảy ra thì nó chính là quá trình vận chuyển
bằng khí thổi.

Hình 1.9. Nguyên tắc hoạt động của thiết bị khí hoá dòng cuốn theo

30
 Trong thiết bị khí hoá dòng cuốn theo, tốc độ dòng khí rất lớn nên để đảm
bảo thời gian lưu thì với năng suất khí như nhau, thiết bị loại này thường có đường
kính nhỏ và chiều cao lớn. Các thiết bị khí hoá loại này là một thiết bị phản ứng
đẩy, do đó tốc độ khí trong thiết bị phải đảm bảo quá trình chảy rối để quá trình trao
đổi chất và nhiệt diễn ra mãnh liệt nhất
1.4. Lựa chọn loại thiết bị khí hoá
Thiết bị khí hóa tầng sôi với công nghệ đốt gián tiếp có đặc tính phát thải
thân thiện môi trường, hiệu suất cháy cao với khả năng đốt cháy nhiên liệu trên
90%, cung cấp nhiệt và hơi ổn định, quá trình khởi động và dừng lò nhanh, vận
hành đơn giản, quá trình bảo trì và thay thế thiết bị nhanh, công suất lò không hạn
chế. Chi phí vận hành thấp. Không như các loại thiết bị khí hoá tầng cố định, thiết
bị khí hoá tầng sôi có thể làm việc liên tục. Nhờ đặc điểm của lớp sôi mà nhiên liệu
cấp vào thiết bị được phân bố đồng đều, không có hiện tượng đổ thành đống như
tầng cố định. Lớp sôi khuấy trộn mạnh sẽ tăng khả năng tiếp xúc giữa pha rắn và
pha khí, làm tăng tốc độ chuyển hoá nhiên liệu và nhiệt độ trong thiết bị đồng đều
nhau hơn theo chiều cao thiết bị. Đây là ưu điểm lớn nhất của loại thiết bị này.
Trong công nghệ khí hóa tầng sôi. Nhiên liệu, không khí và hơi nước cùng
được đưa vào dưới đáy thiết bị, như vậy nhiên liệu được tiếp xúc với các vùng có
nhiệt độ cao. Quá trình nhiệt phân xảy ra ở vùng có nhiệt độ cao nên lượng hắc in
sinh ra gần như bị chuyển hoá hết thành khí. Do đó khí tổng hợp ít lẫn hắc ín và các
sản phẩm lỏng, có thể sử dụng trực tiếp nếu hàm lượng bụi nằm trong giới hạn cho
phép của mục đích sử dụng. Các quá trình xảy ra bên trong thiết bị rất phức tạp
nhưng cấu tạo thiết bị rất đơn giản, dễ chế tạo và chi phí chế tạo không lớn.
Vỏ trấu có khối lượng riêng rất nhỏ, kích thước hạt trấu cũng khá nhỏ, lượng
chất bốc và hắc ín lớn nên phù hợp với công nghệ khí hóa tầng sôi. Trong công
nghệ khí hoá tầng sôi vỏ trấu, để có hiệu suất cao và chất lượng khí tổng hợp tốt,
thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn hạt rắn trơ được lựa chọn để nghiên cứu.

31
 CHƯƠNG 2. MÔ HÌNH KHÍ HÓA TẦNG SÔI TUẦN HOÀN

Hai mô hình khí hoá hiện đang được sử dụng để tính toán quá trình khí hoá
là mô hình cân bằng và mô hình động học. Trong tính toán theo mô hình cân bằng
thường giả thiết các quá trình phản ứng hoá học đạt đến trạng thái cân bằng. Trong
thực tế thì điều này không xảy ra, do đó mà mô hình cân bằng thường không cho
kết quả tính toán có độ chính xác cao. Để đạt được độ chính xác cao hơn, gần với
thực nghiệm nhất cần phải nghiên cứu sâu hơn các quá trình vật lý và hóa học xảy
ra trong thiết bị như nghiên cứu sự biến đổi của các chất theo không gian, thời gian,
và các yếu tố công nghệ khác ảnh hưởng đến các phản ứng,…. Quá trình này được
thực hiện trên cơ sở của mô hình động học. Do đó, mô hình động học được lựa chọn
làm cơ sở xây dựng mô hình tính toán cho thiết bị khí hoá tầng sôi tuần hoàn.
2.1. Mô hình động học của khí hoá tầng sôi tuần hoàn
2.1.1. Các phản ứng hoá học chính xảy ra trong quá trình khí hoá
Công thức phân tử của vỏ trấu được xác định bằng thực nghiệm có dạng:
CH1,6O1,1 [3]. Bỏ qua các thành phần khác có hàm lượng rất nhỏ, ta có các chất sinh

ra sau khi vỏ trấu bị nhiệt phân: C, CO, CO2, H2, H2O, CH4, tro và một lượng rất
nhỏ hắc ín. Từ các thành phần sau quá trình nhiệt phân, ta có các phản ứng hoá học
chính xảy ra trong quá trình khí hoá:
- Phản ứng Boudouard (phản ứng khử CO2) [9, 10]:

C  CO 2  2CO H 0  172,60 (kJ/mol)

- Phản ứng Water-Gas (phản ứng khử hơi nước) [9, 10]:

C  H 2O  CO  H 2 H 0  131,40 (kJ/mol)
- Phản ứng Methane hoá:

C  2H 2  CH 4 H 0  75,00 (kJ/mol)
- Phản ứng Steam reforming (phản ứng reforming hơi nước) [9, 10]:

CH 4  H 2O  CO  3H 2 H 0  206,40 (kJ/mol)
- Phản ứng Water-Gas Shift [9, 10]:

32
 CO  H 2O  CO 2  H 2 H 0  41,10 (kJ/mol)
Các phản ứng trong quá trình khí hoá chủ yếu là các phản ứng thu nhiệt, do
đó cần phải có biện pháp cung cấp nhiệt cho quá trình để các phản ứng hoá học có
thể diễn ra.
2.1.2. Mô hình tính toán
Hệ thống khí hoá tầng sôi gồm có một thiết bị khí hoá tầng sôi và một thiết
bị đốt dạng dòng cuốn theo. Mô hình của hệ thống được mô tả trên Hình 2.1.

Hình 2.1. Sơ đồ nguyên lý hoạt động của hệ thống khí hoá tầng sôi vỏ trấu
Thiết bị khí hoá tầng sôi có nhiệm vụ nhận nhiên liệu, hơi nước và nhiệt từ
cát chuyển từ thiết bị đốt sang để thực hiện các phản ứng khí hoá, tạo thành khí tổng
hợp. Thiết bị đốt dạng dòng cuốn theo có nhiệm vụ nhận phần than thiêu kết dư từ
thiết bị khí hoá cùng với không khí và nhiên liệu bổ sung để thực hiện quá trình đốt,
cung cấp nhiệt cho cát tuần hoàn. Phương pháp tính toán là chia thành hai thiết bị
độc lập, mỗi thiết bị có một mô hình tính toán. Thiết bị khí hoá tính toán chính xác

33
theo mô hình động học. Thiết bị đốt có một lượng không khí dư đưa vào để đốt
hoàn toàn nhiên liệu nên có thể tính toán thiết bị này theo mô hình cân bằng. Để
tính toán thiết bị khí hoá theo mô hình động học, trước tiên ta chia thiết bị ra các
vùng riêng biệt, để các phần không yêu cầu độ chính xác cao có thể bỏ qua hoặc
tính toán theo mô hình khác đơn giản hơn.
Dọc theo chiều cao thiết bị khí hóa, từ dưới lên trên, ta có thể chia thành các
vùng chính như sau:
- Vùng sấy: Vùng sấy có chiều cao rất nhỏ, sự phân chia không rõ ràng nên
có thể đưa vào cùng với vùng nhiệt phân. Tốc độ khí trong thiết bị khá lớn nên khối
hạt rắn được vận chuyển nhanh trong thiết bị, vì vậy thời gian lưu lại của khối hạt
trong vùng sấy rất ngắn. Trong quá trình tính toán, ta bỏ qua vùng này. Thông số
đầu vào của vùng tiếp theo lấy thông số ở đầu vào thiết bị.
- Vùng nhiệt phân: Ở vùng nhiệt phân xảy ra quá trình phân huỷ các chất hữu
cơ trong vỏ trấu, sinh ra than thiêu kết và các khí đưa sang vùng khí hoá. Vùng này
có thời gian phản ứng cũng rất ngắn, chiều cao của vùng rất nhỏ so với chiều cao
của thiết bị nên ta sẽ sử dụng mô hình động học để tính toán quá trình nhiệt phân và
mô hình cân bằng để tính toán quá trình phản ứng của các thành phần sinh ra sau
khi nhiệt phân.
- Vùng khí hoá: là vùng diễn ra các phản ứng khí hoá, bao gồm các phản ứng
dị thể trên bề mặt hạt rắn và các phản ứng đồng thể trong lòng pha khí. Vùng khí
hoá lại được chia thành hai vùng chính là vùng tầng sôi và vùng chuyển động tự do.
- Vùng tầng sôi là vùng phản ứng chính của thiết bị. Các phản ứng diễn ra
mãnh liệt tại đây do các ưu điểm của tầng sôi đem lại. Ở vùng tầng sôi, các phản
ứng thu nhiệt mạnh nên cần phải cung cấp nhiệt cho phần này.Vùng tầng sôi là
vùng chính diễn ra các phản ứng khí hoá, do đó vùng này ta sẽ tính toán theo mô
hình động học. Một phần các hạt rắn có kích thước rất nhỏ sẽ đi vào vùng chuyển
động tự do cùng với khí tổng hợp, không khí, hơi nước còn dư sẽ tiếp tục phản ứng
ở trong vùng này.

34
 - Vùng chuyển động tự do có mục đích phá vỡ lớp sôi để cho các hạt rắn
chưa phản ứng hết xoáy vòng trở lại vùng tầng sôi để tiếp tục phản ứng. Ở vùng
này, các phản ứng gần đạt đến trạng thái cân bằng, tốc độ phản ứng không còn lớn
nên không cần cung cấp thêm nhiệt mà sử dụng ngay nguồn nhiệt nhận được từ
vùng tầng sôi. Vì vậy, vùng chuyển động tự do không cần cát truyền nhiệt cho quá
trình phản ứng, kích thước than thiêu kết giảm đi rất nhiều và lượng than thiêu kết
không còn nhiều, chủ yếu là các pha khí phản ứng với nhau, do đó phần này ta cũng
tính toán theo mô hình động học nhưng tính đơn giản hơn, coi phần chuyển động tự
do như một thiết bị phản ứng đẩy và tính toán theo mô hình động học.
2.1.3. Mô hình tính toán cho vùng nhiệt phân
a. Các giả thiết cho mô hình tính toán vùng nhiệt phân
- Chỉ xét các thành phần có hàm lượng lớn trong vỏ trấu, gồm các nguyên tố
C, H, O. Bỏ qua các thành phần còn lại có hàm lượng nhỏ.
- Coi quá trình nhiệt phân và các phản ứng hoá học xảy ra hoàn toàn.
- Thời gian diễn ra quá trình nhiệt phân ngắn, nhiệt độ của toàn bộ vùng coi
như không đổi theo không gian.
- Do thời gian nhiệt phân ngắn nên chiều cao của vùng là nhỏ so với tổng
chiều cao của thiết bị, khi đó không phải chia vùng này ra thành các phần nhỏ để
tính toán theo phương pháp phần tử hữu hạn.
- Ở vùng nhiệt phân xảy ra đồng thời hai quá trình: quá trình nhiệt phân và
quá trình phản ứng của các sản phẩm nhiệt phân với nhau.
- Nhiệt độ của hạt rắn và của các sản phẩm khí nhiệt phân coi như bằng
nhau, đồng nhất trong toàn bộ vùng phản ứng.
- Hơi nước cấp vào coi như không ảnh hưởng tới nhiệt độ vùng phản ứng.
b. Mô hình tính toán vùng nhiệt phân
Khi quá trình nhiệt phân xảy ra, ban đầu các chất hữu cơ có trong vỏ trấu
như Cellulose, Hecmi-cellulose, Lignin bị phân huỷ trước, sau đó là quá trình phản
ứng giữa các sản phẩm phân huỷ. Quá trình phân huỷ các hợp chất hữu cơ rất phức
tạp, sản phẩm phân huỷ rất đa dạng, tuỳ thuộc vào độ ẩm, thành phần của trấu và

35
nhiệt độ diễn ra quá trình. Theo mô hình động học của Broido-Shafizadeh [11], ta
xây dựng được mô hình động học của quá trình phân huỷ vỏ trấu như Hình 2.2.
Các phản ứng nhiệt phân chủ yếu là phản ứng phân huỷ các chất hữu cơ
trong vỏ trấu thành than thiêu kết, chất bốc, và hắc ín. Ngoài ra, một phần hắc ín
sinh ra cũng bị phân huỷ thành chất bốc và than thiêu kết. Các hằng số tốc độ phản
ứng của các phản ứng nhiệt phân được tính theo phương trình Arrhenius:

k i  k 0i .e  Ei /RT (2.1)
Yếu tố va chạm và năng lượng hoạt hoá của các phản ứng được cho trong
Bảng 2.1 [21, 13].

Hình 2.2. Mô hình động học của quá trình phân huỷ vỏ trấu

Bảng 2.1. Yếu tố va chạm và năng lượng hoạt hoá của các phản ứng nhiệt phân
Yếu tố va chạm Năng lượng hoạt hoá
Phản ứng
k0i [1/s] Ei [kJ/mol]
Biomass  Chất bốc 1,30.108 140,0
Biomass  Hắc ín 2,00.108 133,0
Biomass  Than thiêu kết 1,08.10 7
121,0
Hắc ín  Chất bốc 1,10.10 6
100,8
Hắc ín  Than thiêu kết 1,48.10 6
144,0

36
 Tốc độ biến đổi chất của các thành phần nhiệt phân được tính theo phương
trình động học, từ Hình 2.2, ta lập được phương trình động học của các thành phần:
M biomass
 (k1  k 2  k 3 ).M biomass (2.2)
t
M char
 k 3 .M biomass  k 5 .M tar (2.3)
t
M tar
 k 2 .M biomass  (k 4  k 5 ).M tar (2.4)
t
M volatile
 k1.M biomass  k 4 .M tar (2.5)
t
Giải các phương trình động học trên, ta thu được kết quả là khối lượng của
các thành phần nhiệt phân. Thời gian diễn ra quá trình nhiệt phân rất ngắn, ngay sau
đó sản phẩm nhiệt phân sẽ phản ứng với nhau. Thời gian nhiệt phân được tính theo
công thức sau [11]:
1
 (2.6)
k1  k 2  k 3
Các sản phẩm nhiệt phân tiếp tục phản ứng hoá học với nhau. Đối với thiết bị
khí hoá tầng sôi, lượng hắc ín sinh ra là rất ít nên có thể bỏ qua sự có mặt của hắc ín
trong các phản ứng hoá học của các vùng tiếp theo. Các sản phẩm nhiệt phân phản
ứng ngay trong vùng nhiệt phân nên thời gian phản ứng cũng xấp xỉ bằng thời gian
nhiệt phân. Do đó ta có thể coi vùng nhiệt phân như một thiết bị phản ứng với chiều
cao rất nhỏ, sự thay đổi nồng độ theo chiều cao thiết bị là rất nhỏ, do đó ta sử dụng
mô hình cân bằng để tính toán.
Phương trình cân bằng chất cho quá trình nhiệt phân vỏ trấu được viết như
sau:
n CH1,6 O1,1 .M CH1,6 O1,1  n CO .M CO  n CO2 .M CO2  n H2 .M H2
(2.7)
 n CH4 .MCH4  n H2O .M H2O  n CH0,2 O0,13 .MCH0,2 O0,13

Ở đây, CH1,6O1,1 là công thức phân tử của vỏ trấu, CH 0,2O0,3 là công thức

phân tử của than thiêu kết sinh ra sau khi nhiệt phân. Khối lượng phân tử của than

37
thiêu kết có thể lấy bằng khối lượng phân tử của carbon để tính toán. Cân bằng chất
cho từng nguyên tố chính có mặt trong vỏ trấu, bỏ qua các thành phần có hàm
hượng rất nhỏ và độ ẩm của nó, ta có:
- Cân bằng cho nguyên tố Carbon:
n CH1,6O1,1 .M C  n CO .M C  n CO2 .M C  n CH 4 .M C  n CH0,2O0,13 .M C (2.8)

- Cân bằng cho nguyên tố Hydro:

1,6.n CH1,6O1,1 .M H  2.n H2O .M H  2.n H2 .M H  4.n CH4 .M H  0, 2.n CH0,2O0,13 .M H (2.9)

- Cân bằng cho nguyên tố Oxy:

1,1.n CH1,6O1,1 .M O  n H 2O .M O  n CO .M O  2.n CO2 .M O  0,13.n CH0,2O0,13 .M O (2.10)

Ta có 3 phương trình cân bằng chất cho các nguyên tố có mặt trong vỏ trấu
và 5 ẩn số là số mol của CO, CO2, H2, H2O, CH4. Để giải được phương trình cần
thiết lập thêm phương trình sao cho số phương trình bằng số ẩn số.
Năng lượng tự do Gibbs của sản phẩm khí tính theo phương trình sau [9]:
N N
 
G total   n i .G i0   n i .R.T.ln  n i /  n i  (2.11)
i 1 i 1  
Với N là tổng số cấu tử chất khí có mặt trong thành phần của sản phẩm nhiệt
phân, N = 1,2, … 5.
Mặt khác, tổng số nguyên tử của các nguyên tố có mặt trong cấu tử thứ i phải
bằng tổng số nguyên tử của nguyên tố đó có mặt trong thiết bị [9]:
N

 a .n
i 1
ij i  Aj (2.12)

Để giải phương trình 2.11, chúng ta sử dụng phương pháp nhân tử Lagrange
để xác định ni khi Gtotal đạt giá trị cực tiểu. Hàm Lagrange được xác định theo công
thức sau [9]:
K
 N 
L  G total    i .   a ij.n i  A j  (2.13)
j1  i 1 
Với K là tổng số nguyên tố cấu tạo nên cấu tử.

38
 Chia cả hai vế của phương trình 2.13 cho (R.T) sau đó tính đạo hàm theo ni
để xác định điểm dừng của L:
L
0 (2.14)
n i
Kết hợp các phương trình 2.11, 2.13, 2.14 và biến đổi, ta thu được phương
trình cuối cùng như sau:
G i0 N   1 K  N 
  ln  n i /  n i   .  j .  a ij .n i   0 (2.15)
R.T i 1   R.T j1  i 1 
Để xác định năng lượng tự do Gibbs cho các cấu tử, trước tiên ta xác định
các phương trình hoá học xảy ra chủ yếu ở phần này. Tham khảo các tài liệu liên
quan, ta xác định được các phản ứng như sau [11]:

  CO  H 2
K
C  H 2O  H0  131, 40 (kJ /mol)
eq 6 a


  CO 2  H 2
K
C  2H 2O  H 0  105, 44 (kJ /mol)
eq 6 b


  CO 2  H 2
K
CO  H 2O  H 0  41,10 (kJ /mol)
eq 7



 CH 4
K eq 8
C  2H 2 
 H0  75,00 (kJ /mol)

  2CO
K
C  CO 2  H0  172,60 (kJ /mol)
eq 9


  CO  3H 2
K
CH 4  H 2O  H 0  206, 40 (kJ /mol)
eq10


  2CO
K
2C  O 2  H 0  222,00 (kJ /mol)
eq10

Từ các phương trình hoá học trên, xác định các hệ số tỷ lượng của các cấu tử.
Từ các sổ tay chuyên ngành kỹ thuật của ngành hoá, tra cứu các hằng số A, B, C, D
trong phương trình tính nhiệt dung riêng của các cấu tử. Sau đó tính toán các hằng
số ΔA, ΔB, ΔC, ΔD của các phản ứng theo công thức sau [11]:
N N N N
A   ij .A j ; B   ij.B j ; C   ij.C j ; D    ij.D j
i 1 i 1 i 1 i 1

Enthanpy và năng lượng tự do Gibbs của các phản ứng ở điều kiện làm việc
được tính theo công thức sau [11]:

39
  B 2 C 3 D 
Hi0  J i   A.T  .T  .T   .R (2.16)
 2 3 T 

 B C 2 D 
G i0  J i   A.ln  T   .T  .T   I j  .R.T (2.17)
 
2
2 6 2.T
Từ hai phương trình 2.16 và 2.17, xác định các hằng số Ij và Ji cho mỗi phản
ứng ở điều kiện tiêu chuẩn ( H i0  Hi(298,15)
0
và G i0  G i(298,15)
0
). Các giá trị

Enthanpy và năng lượng Gibbs của các cấu tử ở điều kiện tiêu chuẩn được cho
trong Bảng 2.2 [11, 14]. Tiếp theo, thay các hằng số Ij và Ji vào phương trình 2.17,
tính năng lượng Gibbs của các cấu tử ở nhiệt độ làm việc. Các phương trình 2.8,
2.9, 2.10, 2.15 cho ta một hệ gồm 8 phương trình phi tuyến với 8 ẩn số. Giải hệ này
ta sẽ xác định được số mol của các cấu tử chất khí có mặt trong sản phẩm nhiệt
phân. Để giải được phương trình này, ta sử dụng phương pháp số như Newton-
Raphson, …. Việc giải bài toán này sẽ dễ dàng hơn khi sử dung ngôn ngữ lập trình.
Cụ thể, trong phần mềm MATLAB đã có sẵn các hàm để giải hệ phi tuyến như hàm
"fsolve". Khi sử dụng hàm này, chúng ta cần chú ý tới biến "exitflag " là biến kiểm
tra sự hội tụ của hệ phương trình (khi kết quả hội tụ thì tất cả giá trị "exitflag " đều
bằng 1). Việc giải phương trình phi tuyến trên đòi hỏi phải có nghiệm ban đầu. Nếu
giá trị nghiệm ban đầu không hợp lý thì kết quả sẽ không hội tụ. Để xác định 8 giá
trị nghiệm ban đầu cho hệ rất mất nhiều thời gian. Trong trường hợp không thể tìm
được nghiệm ban đầu bằng cách thủ công, ta có thể sử dụng ngôn ngữ lập trình để
tìm như sau: cho giá trị nghiệm ban đầu bằng 0 (do số mol không có giá trị âm), sau
đó tăng dần các giá trị nghiệm ban đầu lên và cứ mỗi giá trị ban đầu ta giải một lần
hệ phương trình, đến bao giờ kết quả hội tụ thì dừng lại. Việc làm này cũng đòi hỏi
máy tính hoạt động trong thời gian rất lâu mới có kết quả (có thể chạy liên tục vài
ngày). Tuy vậy, với năng suất vỏ trấu đưa vào trong khoảng 100 kg/h đến 500 kg/h
thì ta có thể sử dụng các giá trị ban đầu được cho trong Bảng 2.3 [11].
Thành phần nhiệt phân bao gồm than thiêu kết và các chất khí là nguyên liệu đầu
vào cho vùng khí hoá.

40
Bảng 2.2. Enthanpy, năng lượng Gibbs và các hằng số nhiệt dung riêng của các cấu
tử ở điều kiện tiêu chuẩn
Cấu H 0298.15 G 0298.15 Tmax
A B.103 C.106 D.10-5
tử [kJ/kmol] [kJ/kmol] [K]
H2 0 0 3,249 0,422 - 0,083 3000
CO -110525 -137169 3,376 0,557 - -0,031 2500
CO2 -393509 -394359 5,457 1,047 - -1,157 2000
H2 O -241818 -228572 3,470 1,450 - 0,121 2000
CH4 -74520 -50460 1,702 9,081 -2,164 - 1500
C 0 0 1,771 0,771 - -0,867 2000
N2 0 0 3,280 0,593 - 0,040 2000

Bảng 2.3. Giá trị ban đầu để giải hệ phương trình phi tuyến xác định số mol của các
cấu tử chất khí
Ký hiệu Giá trị Ký hiệu Giá trị
n 0H 2
0,41621 n 0CH 4
0,0051
n 0
CO
0,4973  0
C
11508
n 0H 2O 0,1801  0
O
202070
n 0CO2 0,0656  0
H
2820

2.1.4. Mô hình tính toán cho vùng tầng sôi

Sau quá trình nhiệt phân, than thiêu kết và các chất khí sinh ra chuyển sang
vùng tầng sôi. Như đã trình bày ở chương trước, vùng tầng sôi có sự xuất hiện của
các bong bóng khí, bên trong bong bóng khí chủ yếu là các chất khí phản ứng với
nhau, còn không gian bên ngoài các bong bóng khí chứa cả hạt rắn và khí (nhũ
tương), quá trình phản ứng giữa pha khí và pha rắn diễn ra trên bề mặt các hạt rắn,
còn phản ứng giữa các pha khí diễn ra trong không gian giữa bong bóng và các hạt
rắn. Do đó ta sẽ chia vùng tầng sôi thành hai pha để tính toán: pha bong bóng và
pha nhũ tương.

41
a. Các giả thiết cho mô hình tính toán vùng tầng sôi
- Tất cả than thiêu kết và khí sinh ra sau vùng nhiệt phân được vận chuyển
hết lên vùng tầng sôi, trong sản phẩm nhiệt phân không còn lẫn vỏ trấu chưa bị
phân huỷ hết.
- Quá trình sôi diễn ra ổn định, không bị ảnh hưởng bởi dòng hơi nước cấp
vào, chiều cao lớp sôi là một giá trị không đổi.
- Trong pha bong bóng chỉ chứa các chất khí, quá trình phản ứng diễn ra
trong pha bong bóng là các phản ứng đồng thể. Do lớp tầng sôi chuyển động với tốc
độ khá lớn nên tốc độ vận chuyển chất trong pha bong bóng lớn hơn nhiều so với
tốc độ phản ứng của các pha khí. Khi đó, coi như trong pha bong bóng không có
quá trình phản ứng mà chỉ có quá trình truyền chất giữa pha bong bóng và pha nhũ
tương.
- Pha nhũ tương chứa than thiêu kết và các chất khí. Ở đây có phản ứng đồng
thể giữa các pha khí và phản ứng dị thể giữa pha khí với pha rắn.
- Hàm lượng hắc ín sinh ra rất nhỏ, coi như không ảnh hưởng đến các quá
trình trong vùng tầng sôi.
- Nhiệt độ của pha bong bóng coi bằng nhiệt độ của khí trong pha nhũ tương,
nghĩa là nhiệt độ trên một mặt cắt ngang thiết bị coi như không đổi đối với pha khí.
- Nhiệt năng không chuyển hoá thành các dạng năng lượng khác như cơ
năng, quang năng, …
- Áp suất trong thiết bị không thay đổi tại mọi điểm trong thiết bị.
- Quá trình biến đổi chất và nhiệt chỉ diễn ra theo một phương hướng trục, sự
biến đổi theo các phương khác coi như không đáng kể.
- Số khoảng chia thiết bị đủ nhỏ để chênh lệch nhiệt độ giữa các phần rất
nhỏ, do quá trình khuấy trộn rất tốt nên có thể bỏ qua bức xạ nhiệt của các chất khí.
- Quá trình sôi diễn ra mãnh liệt, các phần tử vật chất được vận chuyển từ
pha này sang pha kia chủ yếu là do đối lưu, tốc độ vận chuyển rất lớn so với tốc độ
khuếch tán, do đó bỏ qua quá trình khuếch tán vật chất giữa các pha.

42
 - Các phản ứng khí hoá chủ yếu là các phản ứng thu nhiệt lớn, có một vài
phản ứng toả nhiệt nhưng hiệu ứng nhiệt rất nhỏ so với các phản ứng thu nhiệt, do
đó coi như nhiệt cung cấp cho các phản ứng được nhận từ dòng cát nóng. Và lượng
nhiệt cát cung cấp cho các phản ứng dưới dạng truyền nhiệt bằng Enthanpy của cát.

Hình 2.3. Quá trình khí hoá trong vùng tầng sôi
- Oxy có mặt trong vỏ trấu coi như đã được chuyển hoá hết thành CO ở vùng
nhiệt phân, do đó không có quá trình cháy xảy ra trong vùng tầng sôi.

43
 - Kích thước hạt của than thiêu kết rất nhỏ và coi như không đổi trong vùng
phản ứng. Kích thước hạt dùng để tính toán chế độ thuỷ động được tính theo kích
thước hạt trung bình.
- Thiết bị có dạng hình trụ, tiết diện cắt ngang thiết bị không đổi theo chiều
cao của vùng tầng sôi.
- Tất cả các thông số của pha khí như độ nhớt, nhiệt dung riêng, hệ số
khuếch tán, khối lượng riêng, khối lượng phân tử, hệ số dẫn nhiệt, … đều được tính
toán theo giá trị trung bình cho hỗn hợp.
- Nhiệt dung riêng, khối lượng phân tử của pha rắn coi như không thay đổi
theo nhiệt độ, các thông số khác tính toán theo nhiệt độ làm việc.
Khi bắt đầu vào vùng tầng sôi, vật chất được chia làm hai pha có tính chất
khác nhau, quá trình xảy ra được mô tả trên Hình 2.3. Với các giả thiết trên thì khi
tính toán, ta chia thiết bị thành các phần nhỏ theo chiều cao thiết bị, mỗi phần tính
toán như một thiết bị khí hoá tầng sôi, các phần nối tiếp nhau, đầu ra của phần này
sẽ là đầu vào của phần tiếp theo.
b. Cân bằng vật chất vùng tầng sôi
Xét một đoạn thiết bị có tiết diện ngang là Ab, chiều cao dz. Các dòng vật
chất đi vào và đi ra khỏi đoạn thiết bị được mô tả trên Hình 2.4.
Trong không gian cân bằng, có sự xuất hiện của pha bong bóng với tiết diện
cắt ngang là Sb và pha nhũ tương với tiết diện cắt ngang là Se. Hai pha này trao đổi
chất với nhau trong không gian cân bằng.
Phương trình cân bằng chất tổng quát như sau [15, 16]:
Lượng Lượng chất
Lượng Lượng
chất bị giữ sinh ra
chất bị chất bị
lại trong hoặc tiêu
= giữ lại do + giữ lại do +
không hao do
dòng khuếch
gian cân phản ứng
chảy tán
bằng hoá học

Với giả thiết bỏ qua quá trình khuếch tán thì lượng chất bị giữ lại do quá
trình khuếch tán bằng 0.

44
 Hình 2.4. Không gian cân bằng chất dV = A.dz
Từ phương trình cân bằng chất tổng quát, ta có phương trình cân bằng chất
cho pha bong bóng có dạng:

Lượng chất Lượng chất Lượng

bị giữ lại Lượng bị giữ lại do chất sinh
trong không chất bị truyền chất ra hoặc
gian cân = giữ lại do + giữa pha + tiêu hao
bằng của dòng bong bóng do phản
pha bong chảy và pha nhũ ứng hoá
bóng tương học

Với giả thiết trong pha bong bóng không có phản ứng hoá học, do đó lượng
chất sinh ra và tiêu hao do các phản ứng hoá học bằng 0.
Cân bằng chất cho từng cấu tử có mặt trong không gian cân bằng của pha bong
bóng, ta có:
- Lượng chất bị giữ lại của cấu tử thứ i trong không gian cân bằng:
ib  
.dVRb  ib .Sb .dz  ib .A b .b .dz (2.18)
t t t

45
 VRb Sb
Với b   là phần không gian của pha bong bóng.
VR Ab
- Lượng chất bị giữ lại do dòng chảy:
  ib .u b    ib .u b 
 ib .u b z .Sb   ib .u b zdz .Sb   .Sb .dz   .A b .b .dz (2.19)
z z
- Lượng chất bị giữ lại do quá trình truyền chất giữa pha bong bóng và pha
nhũ tương:
K be .  ib  ie  .Sb .dz  K be .  ib  ie  .A b .b .dz (2.20)

Do đó, phương trình cân bằng chất cho các cấu tử được viết như sau:
ib   ib .u b 
  K be . ib  ie  (2.21)
t z
Trong một đoạn thiết bị rất ngắn, coi ub không thay đổi theo dz. Quá trình
ib
phản ứng diễn ra ổn định, do đó  0 . Và thể tích của khối phản ứng trong đoạn
t
thiết bị đó coi như không đổi, khi đó ta có:
ib mib 1 n
 .  ib (2.22)
Mi Mi VRb VRb
Chia cả hai vế của phương trình 2.21 cho Mi, kết hợp với phương trình 2.22
sau đó nhân cả hai vế với VRb, ta được:
dn ib
u b .  K be .  n ib  n ie   0 (2.23)
dz
Từ phương trình cân bằng chất tổng quát, ta có phương trình cân bằng chất
cho pha nhũ tương có dạng như sau:

Lượng chất Lượng chất Lượng

bị giữ lại Lượng bị giữ lại do chất sinh
trong không chất bị truyền chất ra hoặc
gian cân = giữ lại do + giữa pha + tiêu hao
bằng của dòng bong bóng do phản
pha nhũ chảy và pha nhũ ứng hoá
tương tương học

Cân bằng vật chất cho từng cấu tử trong pha nhũ tương, ta có:

46
 - Lượng chất bị giữ lại của cấu tử thứ i trong không gian cân bằng:
ie  
.dVRe  ie .Se . mf .dz  ie .A b .e . mf .dz (2.24)
t t t
VRe Se
Với e   là phần không gian của pha nhũ tương, bao gồm cả hạt rắn.
VR A b
- Lượng chất bị giữ lại do dòng chảy:
  ie .u e    ie .u e 
 ie .u e z .Se .mf   ie .u e zdz .Se .mf  .Se . mf .dz   .A b .e . mf .dz
z z
(2.25)
- Lượng chất bị giữ lại do quá trình truyền chất giữa pha bong bóng và pha
nhũ tương:
K be .  ib  ie  .Sb .dz  K be .  ib  ie  .A b .b .dz (2.26)

- Lượng chất sinh ra hoặc bị tiêu hao do phản ứng hoá học:
 N   N 
  ij j i  e mf   ij .rj .Mi  .A b .e .mf .dz
 
 .r .M .S . .dz  (2.27)
 j1   j1 
Do đó, phương trình cân bằng chất cho các cấu tử được viết như sau:
ie   ie .u e  b N
  K be .  ib  ie    ij.rj .Mi (2.28)
t z e . mf j1

Trong một đoạn thiết bị rất ngắn, coi u0 không thay đổi theo dz. Quá trình
ie
phản ứng diễn ra ổn định, do đó  0 . Và thể tích của khối phản ứng trong đoạn
t
thiết bị đó coi như không đổi, khi đó ta có:
ie mie 1 n
 .  ie (2.29)
Mi Mi VRe VRe

rj  rj .VRe (2.30)

Chia cả hai vế của phương trình 2.28 cho Mi, kết hợp với phương trình 2.29,
sau đó nhân cả hai vế với VRe rồi thay phương trình 2.30 vào, ta được:
N
dn ie
u e .e . mf .  K be .b .  n ib  n ie   e . mf . ij.rj  0 (2.31)
dz j1

47
 u0
Với u e  , thay vào công thức 2.31 ta được phương trình cuối cùng
e . mf
[17]:
N
dn ie
u 0 .  K be .b .  n ib  n ie   e . mf . ij.rj  0 (2.32)
dz j1

Phương trình 2.23 và 2.32 cho ta hệ phương trình cân bằng chất cho các cấu
tử có mặt trong vùng tầng sôi.
c. Cân bằng nhiệt cho vùng tầng sôi
Với giả thiết nhiệt độ của pha khí trên một mặt cắt ngang là bằng nhau tại
mọi điểm, ta chỉ cần tính toán cân bằng nhiệt cho hai pha là pha khí và pha rắn.
Phương trình cân bằng nhiệt dạng tổng quát có dạng như sau [15, 16]:

Lượng Lượng
Lượng Lượng Lượng
nhiệt bị Lượng nhiệt sinh
nhiệt nhiệt nhiệt
giữ lại nhiệt ra hoặc
bị giữ bị giữ nhận vào
trong = bị giữ + + ± bị tiêu ±
lại do lại do hoặc lấy
không lại do hao do
dẫn bức xạ ra từ bên
gian cân đối lưu phản ứng
nhiệt nhiệt ngoài
bằng hoá học

Đối với các chất khí, khả năng dẫn nhiệt rất kém, do đó quá trình dẫn nhiệt
có thể bỏ qua. Xét trong không gian cân bằng, nhiệt độ trên mặt cắt ngang không
đổi, số khoảng chia thiết bị đủ nhỏ nên sự chênh lệch nhiệt độ giữa các phần rất
nhỏ, do đó quá trình bức xạ nhiệt cũng có thể bỏ qua. Quá trình cân bằng nhiệt xảy
ra trong điều kiện đẳng áp theo giả thiết. Các dòng nhiệt đi vào và đi ra khỏi phân tố
được mô tả trên Hình 2.5. Từ phương trình cân bằng nhiệt tổng quát, ta có phương
trình cân bằng nhiệt của pha khí trong vùng tầng sôi có dạng sau:

Lượng nhiệt Lượng Lượng Lượng nhiệt Lượng

bị giữ lại nhiệt bị nhiệt trao sinh ra hoặc nhiệt nhận
trong không = giữ lại + đổi giữa ± bị tiêu hao ± vào hoặc
gian cân do đối pha rắn do phản ứng lấy ra từ
bằng lưu và pha khí hoá học bên ngoài

48
 Hình 2.5. Không gian cân bằng nhiệt dV = A.dz
- Lượng nhiệt bị giữ lại trong không gian cân bằng:

  gi .Igi    gi .Cpgi .Tg 

.dVg .dt  .A b .g .dz.dt (2.33)
t t
Với Igi  C pgi .Tg là enthanpy của các cấu tử trong pha khí.

- Lượng nhiệt bị giữ lại do đối lưu:

  gi .u g .Cpgi .Tg 

 gi .u g .I gi  .Sg .dt   gi .u g .I gi 
z z  dz
.Sg .dt  
z
.A b .g .dz.dt
(2.34)
  gi .u g .A b .Cpgi .Tg    Fgi .Cpgi .Tg 
 .g .dz.dt   .g .dz.dt
z z
- Lượng nhiệt trao đổi giữa pha rắn và pha khí:

Sm .h.  Ts  Tg  .dVg .dt  Sm .h.  Ts  Tg  .A b .g .dz.dt (2.35)

- Lượng nhiệt sinh ra hoặc mất đi do phản ứng hoá học:

 rj .HRj.dVg .dt    rj.dVb .H Rj.g .dt   rj .H Rj.g .dt
N N N
(3.36)
j1 j1 j1

- Lượng nhiệt nhận từ cát nóng vận chuyển từ thiết bị đốt sang:

49
   sand .u g .Isand    sand .u g .Cpsand .Tg 
.A b .g .dz.dt  .A b .g .dz.dt
z z (2.37)
  sand .u g .A b .Cpsand .Tg    Fsand .Cpsand .Tg 
 .g .dz.dt  .g .dz.dt
z z
  gi .Cpgi .Tg 
Quá trình diễn ra ổn định, khi đó  0 . Do đó, phương trình cân
t
bằng nhiệt cho pha khí được viết như sau:

  Fgi .Cpgi .Tg    Fsand .Cpsand .Tg  rj .H Rj

   A b .Smg .h g .  Ts  Tg   0 (2.38)
z z dz
Từ phương trình cân bằng chất tổng quát, ta có phương trình cân bằng nhiệt
của pha rắn trong vùng tầng sôi có dạng sau:

Lượng nhiệt Lượng Lượng Lượng nhiệt Lượng

bị giữ lại nhiệt bị nhiệt trao sinh ra hoặc nhiệt nhận
trong không = giữ lại + đổi giữa ± bị tiêu hao do ± vào hoặc
gian cân do đối pha rắn và phản ứng hoá lấy ra từ
bằng lưu pha khí học bên ngoài

- Lượng nhiệt bị giữ lại trong không gian cân bằng:

  si .Isi    si .Cpsi .Ts 

.dVs .dt  .A b .s .dz.dt (2.39)
t t
Với Isi  C psi .Ts là enthanpy của các cấu tử trong pha rắn.

- Lượng nhiệt bị giữ lại do đối lưu:

  si .u s .Cpsi .Ts 
 si .u s .Isi z .Ss .dt   si .u s .Isi zdz .Ss .dt   .A b .s .dz.dt
z (2.40)
  si .u s .A b .Cpsi .Ts    Fsi .Cpsi .Ts 
 .s .dz.dt   .s .dz.dt
z z
- Lượng nhiệt trao đổi giữa pha rắn và pha khí:
Sm .h.  Ts  Tg  .dVs .dt  Sm .h.  Ts  Tg  .A b .s .dz.dt (2.41)

- Lượng nhiệt sinh ra hoặc mất đi do phản ứng hoá học:

50
  rj .H Rj.dVs .dt    rj .dVb .H Rj.s .dt   rj .H Rj.s .dt
N N N
(2.42)
j1 j1 j1

- Lượng nhiệt nhận từ cát nóng vận chuyển từ thiết bị đốt sang:

  sand .u s .Isand    sand .u s .Cpsand .Ts 

.A b .s .dz.dt  .A b .s .dz.dt
z z (2.43)
  sand .u s .A b .Cpsand .Ts    Fsand .Cpsand .Ts 
 .s .dz.dt  .s .dz.dt
z z
  si .Cpsi .Ts 
Quá trình diễn ra ổn định, khi đó  0 . Do đó, phương trình cân
t
bằng nhiệt cho pha khí được viết như sau:
  Fsi .Cpsi .Ts    Fsand .Cpsand .Ts  rj .H Rj
   A b .Sm .h.  Ts  Tg   0 (2.44)
z z dz
Phương trình 2.38 và 2.44 cho ta hệ phương trình cân bằng nhiệt trong vùng
tầng sôi. Giải đồng thời hệ phương trình cân bằng chất và nhiệt, ta thu được kết quả
là sự biến đổi của lưu lượng mol của các cấu tử và nhiệt độ của các pha trong vùng
tầng sôi theo chiều cao.
2.1.5. Mô hình tính toán cho vùng chuyển động tự do
Ở vùng chuyển động tự do, lượng hạt rắn còn lại ít, kích thước của hạt rắn
còn lại rất nhỏ, và không có cát mang nhiệt từ thiết bị đốt sang nên pha rắn và pha
khí gần như đồng nhất với nhau, tạo thành một dòng liên tục. Các phản ứng diễn ra
trong vùng này nhận nhiệt lượng cung cấp từ vùng tầng sôi. Do vậy, để đơn giản
việc tính toán, giả thiết vùng này như một thiết bị phản ứng đẩy và tính toán cân
bằng chất, cân bằng nhiệt cho thiết bị phản ứng đẩy đoạn nhiệt.
a. Các giả thiết cho mô hình tính toán vùng chuyển động tự do
- Không còn cát cung cấp nhiệt cho vùng chuyển động tự do. Lượng nhiệt
mang theo của dòng vật chất khi ra khỏi vùng tầng sôi là nguồn nhiệt cung cấp cho
các phản ứng trong vùng này.
- Phần than thiêu kết chưa phản ứng hết có kích thước rất nhỏ, cùng với pha
khí tạo thành một pha liên tục.

51
 - Các quá trình chỉ xét theo phương hướng trục, bỏ qua sự biến đổi theo các
phương khác.
- Tốc độ chuyển động của khối vật chất lớn hơn rất nhiều so với tốc độ
khuếch tán, do đó bỏ qua quá trình khuếch tán.
- Nhiệt độ của khối vật chất là như nhau tại mọi điểm trên một mặt cắt ngang
thiết bị.
- Bỏ qua quá trình dẫn nhiệt do trong vùng này chủ yếu là pha khí, có hệ số
dẫn nhiệt rất nhỏ.
- Số khoảng chia thiết bị là đủ nhỏ để nhiệt độ giữa các phần liên tiếp chênh
lệch nhau rất nhỏ, do đó bỏ qua quá trình bức xạ nhiệt.
- Áp suất trong thiết bị không đổi tại mọi điểm.
- Tiết diện cắt ngang của vùng không thay đổi theo chiều cao.
- Với các giả thiết trên, ta coi vùng này là một thiết bị phản ứng đẩy đoạn
nhiệt để tính toán.
b. Cân bằng vật chất cho vùng chuyển động tự do
Từ phương trình cân bằng chất tổng quát, ta cũng có phương trình cân bằng
chất tổng quát cho vùng chuyển động tự do giống với vùng tầng sôi, chỉ khác là
vùng chuyển động tự do chỉ có một pha liên tục, giống như pha nhũ tương của vùng
tầng sôi.
- Lượng chất bị giữ lại của cấu tử thứ i trong không gian cân bằng:
if 
.dVRf  if .Af .dz (2.45)
t t
- Lượng chất bị giữ lại do dòng chảy:
  if .u 0 
 if .u 0 z .Af   if .u 0 zdz .Af  .A f .dz (2.46)
z
- Lượng chất sinh ra hoặc bị tiêu hao do phản ứng hoá học:
 N   N 
  ij j i  Rf   ij .rj .Mi  .Af .dz
 
 .r .M .dV  (2.47)
 j1   j1 
Do đó, phương trình cân bằng chất cho các cấu tử được viết như sau:

52
 if   if .u 0  N
    ij .rj .M i (2.48)
t z j1

Trong một đoạn thiết bị rất ngắn, coi u0 không thay đổi theo dz. Quá trình phản
if
ứng diễn ra ổn định, do đó  0 . Và thể tích của khối phản ứng trong đoạn thiết
t
bị đó coi như không đổi, khi đó ta có:
if mif 1 n
 .  if (3.49)
Mi Mi VRf VRf

rj  rj .VRf (3.50)

Chia cả hai vế của phương trình 3.48 cho Mi, kết hợp với phương trình 3.50 sau đó
nhân cả hai vế với VRf và thay phương trình 3.50 vào, ta được:
dn if N
u 0 .   ij .rj  0 (3.51)
dz j1

c. Cân bằng nhiệt cho vùng chuyển động tự do

Từ phương trình cân bằng nhiệt tổng quát, ta cũng xây dựng được phương trình cân
bằng nhiệt cho vùng chuyển động tự do giống như phương trình cân bằng nhiệt của
pha khí trong vùng tầng sôi.
- Lượng nhiệt bị giữ lại trong không gian cân bằng:
  gi .Igi    gi .Cpgi .Tf 
.dVRf .dt  .A f .dz.dt (2.52)
t t
Với Igi  C pgi .Tf là enthanpy của các cấu tử trong pha khí.

- Lượng nhiệt bị giữ lại do đối lưu:

  gi .u 0 .Cpgi .Tf 
 gi .u 0 .Igi  .A f .dt   gi .u 0 .Igi 
z z  dz
.A f .dt  
z
.A f .dz.dt
(2.53)
  gi .u 0 .A f .Cpgi .Tf    Fgi .Cpgi .Tf 
 .dz.dt   .dz.dt
z z
- Lượng nhiệt sinh ra hoặc mất đi do phản ứng hoá học:

 rj .HRj.dVf .dt    rj .dVf .H Rj.dt   rj .H Rj.dt

N N N
(2.54)
j1 j1 j1

53
   gi .Cpgi .Tf 
Quá trình diễn ra ổn định, khi đó  0 . Do đó, phương trình cân
t
bằng nhiệt cho pha khí được viết như sau:
  Fgi .Cpgi .Tg  rj .H Rj
  0 (2.55)
z dz
Phương trình 2.51 và 2.55 cho ta hệ phương trình cân bằng nhiệt của vùng
chuyển động tự do. Giải đồng thời các phương trình này, ta thu được kết quả là sựu
biến đổi số mol của các cấu tử và nhiệt độ của các pha trong vùng chuyển động tự
do theo chiều cao của thiết bị.
2.1.6. Xác định các thông số chưa biết của hệ phương trình cân bằng chất và
nhiệt cho vùng tầng sôi và vùng chuyển động tự do
a. Các thông số thuỷ động học của vùng tầng sôi
 Vận tốc của pha bong bóng trong vùng tầng sôi
Vận tốc của pha bong bóng trong vùng tầng sôi được tính theo công thức sau
[2]:
u b   u 0  u mf   u br (2.56)

- Vận tốc của một bong bóng ubr [2]:

u br  0,711 g.d b (2.57)

Đường kính của bong bóng db được tính bằng công thức [2]:
0,3.z
d bm  d b 
 e Db (2.58)
d bm  d b0
Đường kính lớn nhất dbm của bong bóng được tính theo công thức [2, 18]:

d bm  0, 652.  A b .  u 0  u mf  
0,4
(2.59)

Đường kính nhỏ nhất db0 của bong bóng được tính theo công thức [19]:

d b0  0, 00376.  u 0  u mf 
2
(2.60)

- Vận tốc tối thiểu để đạt được chế độ tầng sôi [18, 19]:
d 2p .  g  p  .g.3mf .s2
u mf  (2.61)
150.g . 1   mf 

54
 Độ xốp của tầng sôi tại vận tốc tối thiểu để đạt được chế độ tầng sôi [18, 19]:
0,029
 
0,021
g2  
 mf 0,72
 0,586.s   . g 
 g .g. p  g  .d3p 
(2.62)
 
   p
Công thức 2.61 chỉ đúng khi chuẩn số Reynolds của lớp hạt Re p,mf  20 .

Trường hợp không thoả mãn thì umf được tính như sau [2]:
g
.  C12  C2 .Ar   C1 
0,5
u mf  (2.63)
d p .g  

C1, C2 là các hằng số [2]: C1  27,2; C2  0,0408

g .  p  g  .g.d3p
Chuẩn số Archimedes [2]: Ar  (2.64)
g2

- Vận tốc dòng khí đi trong thiết bị ở chế độ làm việc:

Để đạt được chế độ tầng sôi, tốc độ dòng khí u0 phải lơn hơn tốc độ tối thiểu
umf và không được lớn hơn tốc độ tới hạn ut (tốc độ khí bắt đầu quá trình vận
chuyển bằng khí thổi). u0 có thể được chọn trước hoặc tính theo năng suất khí tổng
hợp:
N 

 n .M i i
u0  i 1
(2.65)
g .A b

g Ar
Vận tốc cuốn theo [2]: ut  . với Re p,tr  0, 4 (2.66)
d p .g 18

g
2/3
 Ar 
ut  với 0, 4  Re p,tr  500 (2.67)
d p .g  7,5 
.

g  Ar 
1/2

ut  .  với Re p,tr  500 (2.68)

d p .g  1/ 3 

Chuẩn số Reynolds của lớp hạt tại các vị trí tới hạn được tính như sau:
g .u.d p
Re p  , với u = umf hoặc u = ut (2.69)
g

55
 - Phần thể tích của các pha [18, 19]:
Đối với tầng sôi chậm, u b  u mf / mf thì phần thể tích của pha rắn được tính
như sau:
u 0  u mf
b  (2.70)
u b  2.u mf
Đối với tầng sôi trung bình, u mf / mf  u b  5.u mf / mf :

u 0  u mf
Khi u b  u mf / mf thì: b  (2.71)
u b  u mf

u 0  u mf
Khi u b  5.u mf / mf thì: b  (2.72)
ub

Đối với tầng sôi nhanh, u b  5.u mf / mf :

u 0  u mf
b  (2.73)
u b  u mf
Đối với tầng sôi rất mạnh, u b  u mf :

u0
b  (2.74)
ub
Pha nhũ tương chứa cả hạt rắn, do đó phần thể tích của pha nhũ tương là:
e  1  b (2.75)
b. Các thông số thuỷ động học của vùng chuyển động tự do
Ở vùng này, không có sự chia pha, khối vật chất bên trong coi như một hỗn
hợp khí. Tốc độ dòng khí được tính theo năng suất của dòng khí tổng hợp:
N 
 n i .M i
u0  i 1
(2.76)
g .A f

c. Hệ số cấp khối giữa pha bong bóng và pha nhũ tương

Như giả thiết, trong pha bong bóng không có hạt rắn mà chỉ có các chất khí.
Bên ngoài bong bóng, ngay sát bề mặt bong bóng, có một lớp màng mỏng ngăn
cách giữa pha bong bóng và pha nhũ tương. Trong lớp màng này cũng chứa đồng
thời cả pha rắn và pha khí nhưng thành phần của chúng khác với pha nhũ tương.

56
Quá trình truyền chất giữa pha bong bóng và pha nhũ tương sẽ phải thông qua lớp
màng này. Quá trình này được mô tả trên Hình 2.6.
Hệ số cấp khối giữa pha bong bóng và lớp màng được tính theo công thức
[18]:

u mf D1/2
g .g
1/4

K bc  4,5.  5,85. (2.77)

db d5/4
b

Hệ số cấp khối giữa lớp màng và pha nhũ tương được tính theo công thức
[18]:
1/2
  .D .u 
K ce  6,77. mf 3g br  (2.78)
 db 
Hệ số cấp khối giữa pha bong bóng và pha nhũ tương được tính như sau
[18]:
1 1 1
  (2.79)
K be K bc K ce

Hình 2.6. Quá trình truyền chất giữa pha bong bóng và pha nhũ tương
d. Tốc độ phản ứng của các phản ứng khí hoá
Như đã đề cập ở đầu chương, quá trình khí hoá diễn ra với 5 phản ứng hoá
học chính:

57
 C  CO2  2CO H0  172,60 (kJ/mol) (1)

C  H 2O  CO  H 2 H 0  131,40 (kJ/mol) (2)

C  2H 2  CH 4 H 0  75,00 (kJ/mol) (3)

CH 4  H 2O  CO  3H 2 H 0  206,40 (kJ/mol) (4)

CO  H 2O  CO 2  H 2 H 0  41,10 (kJ/mol) (5)

Ta gọi số thứ tự của các cấu tử C, H2, CO, H2O, CO2, CH4, N2 lần lượt theo thứ
tự từ (1) đến (6).
Theo Wang và Kinoshita [20], tốc độ phản ứng của các phản ứng được tính như
sau:
n 5  n 32 /  Pn .K p1   n1,0 
1/3
n1
r1  k a1. .  . (2.80)
 .d
  K i  1 / P .n i  1  c p,c
n

n 4  n 2 .n 3 /  Pn .K p 2   n1,0 
1/3
n1
 r2  k a 2 . .  . (2.81)
 .d
  K i  1 / P .n i  1  c p,c
n

1/3
n 22  n 6 .Pn / K p 3 n  n
 r3  k a 3 . .  1,0  . 1 (2.82)
c .d p,c
Pn .  K i  1 / P .n i  1 
n

n 4 .n 6  n 32 .n 3 /  Pn2 .K p 4   n1,0 
1/3
n1
r4  k a 4 . .  . (2.83)
c .d p,c
Pn .  K i  1 / P .n i  1 
n

n 3 .n 4  n 5 .n 2 /  Pn .K p 5   n1,0 
1/3
n1
 r5  k a 5 . .  . (2.84)
c .d p,c
Pn .  K i  1 / P .n i  1 
n

Ở đây, Pn được tính theo áp suất làm việc của thiết bị và số mol của các cấu
tử chất khí:
1 6
Pn   ni
P i2
(2.85)

58
 Hằng số tốc độ phản ứng kai được tính theo công thức:
 E aj /RT
k aj  A j .e (2.86)

Yếu tố va chạm Aj và năng lượng hoạt hoá Eaj được cho trong Bảng 2.4 [10,
20].
Các hằng số cân bằng Kpj được tính theo năng lượng tự do Gibbs tại nhiệt độ
làm việc:
G 0j  T   R.T.ln  K pj  (2.87)

Bảng 2.4. Yếu tố va chạm Ai và năng lượng hoạt hoá Eai

Phản ứng Aj [s-1] Eaj [kJ/mol]
1 3,616.101 77,39
2 1,517.104 121,62
-3
3 4,189.10 19,21
-2
4 7,301.10 36,15
5 2,842.10-2 32,84
Năng lượng Gibbs được tính theo Samreen Hameed [10]:
G10  T  0
g CO  T  g CO2
0
 T  g C0  T 
2   (2.88)
RT RT RT RT
G 02  T  g CO  T  g 0H2  T  g C0  T  g H2O  T 
0 0

    (2.89)
RT RT RT RT RT
G 30  T  g CH4
0
 T  g C0  T  g 0H2  T 
  2 (2.90)
RT RT RT RT
G 04  T  g CO
0
 T g 0H2  T  g CH
0
 T  g 0H2O  T 
 3  4
 (2.91)
RT RT RT RT RT
G 50  T  g 0CO  T  g CO2  T  g 0CO  T  g H2O  T 
0 0

    (2.92)
RT RT RT RT RT
Năng lượng Gibbs của các cấu tử được tính bằng công thức sau[10]:
gi0  T  Fg
 Agi  Bgi .T  Cg i .T 2  Dgi .T 3  Eg i .T 4  i  Gg i .ln  T  (2.93)
RT T
Các hằng số Agi, Bgi, Cgi, Dgi, Egi, Fgi, Ggi được cho trong Bảng 2.5 [10,
19].

59
 Các hằng số hấp phụ Ki được cho trong Bảng 2.6 [21].
Tốc độ biến đổi chất của các cấu tử được tính theo các công thức sau:
R1  r1  r2  r3 (2.94)
R 2  r2  2r3  3r4  r5 (2.95)
R 3  2r1  r2  r4  r5 (2.96)
R 4  r2  r4  r5 (2.97)
R 5  r1  r5 (2.98)
R 6  r3  r4 (2.99)
Tốc độ biến đổi chất của các cấu tử sau khi tính tính toán từ các phương trình
trên cần được nhân thêm hệ số hiệu chỉnh. Để xác định hệ số hiệu chỉnh, ta phải làm
thực nghiệm. Do không có thời gian làm thực nghiệm nên trong quá trình tính toán,
ta chọn một giá trị trong bài báo khoa học của Narváez và các cộng sự, hệ số này
nằm trong khoảng từ 1 đến 640 [19].
Bảng 2.5. Các hằng số dùng để tính toán hằng số cân bằng
T = 1000 – 1500 K
Cấu tử
CO CO2 H2
Hệ số
Agi -3,083139.100 5,409019.100 4,346533.100
Bgi -7,213443.10-4 -1,570084.10-3 -3,500322.10-4
Cgi 9,384712.10-8 2,130684.10-7 9,389713.10-9
Dgi -8,488178.10-12 -1,994997.10-11 7,692982.10-13
Egi 1,151825.10-15 2,781722.10-15 -2,637920.10-16
Fgi -1,426835.104 -4,896696.104 -8,350340.102
Ggi -3,025078.100 -4,453623.100 -2,991423.100
Cấu tử
H2O CH4 C
Hệ số
Agi -4,190672.100 -7,939917.100 1,020795.101
Bgi -1,528147.10-3 -5,118618.10-3 -8,310628.10-4
Cgi 1,455043.10-7 6,458547.10-7 1,114534.10-7
Dgi -1,000830.10-11 -5,654654.10-11 1,075733.10-11
Egi 1,065270.10-15 7,505705.10-15 1,534222.10-15
Fgi -2,989921.104 -1,008079.104 -7,074018.102
Ggi -2,672145.100 -1,683478.100 -1,490166.100

60
 T = < 1000 K
Cấu tử
CO CO2 H2
Hệ số
Agi -1,586446.100 -7,912764.100 6,592218.100
Bgi -7,559705.10-4 -4,961036.10-3 -4,124721.10-4
Cgi 6,469592.10-7 1,734852.10-6 1,357169.10-7
Dgi -4,651620.10-10 -5,722238.10-10 7,896195.10-12
Egi 4,124918.10-13 3,528800.10-13 -6,891453.10-14
Fgi -1,431054.104 -4,837314.104 -1,012521.103
Ggi -3,262451.100 -2,275724.100 -3,298124.100
Cấu tử
H2O CH4 C
Hệ số
Agi 7,966100.10-1 -1,294345.101 -3,272161.100
Bgi -1,737491.10-3 -8,738340.10-3 -3,590750.10-3
Cgi 1,059116.10-6 4,639015.10-6 9,388202.10-7
Dgi -5,807151.10-10 -2,541423.10-9 -1,785248.10-10
Egi 4,177647.10-13 2,039885.10-12 6,947603.10-14
Fgi -3,020811.104 -9,825229.103 -7,339498.101
Ggi -3,386842.100 -7,787415.10-1 6,705661.10-1
Bảng 2.6. Hằng số hấp phụ của các cấu tử ở 1173 K
Cấu tử C H2 CO H2O CO2 CH4 N2
Ki
0,00 9,36 1,00.10-4 8,07.10-5 1,62.10-5 0,00 0,00
[1/Pa]

e. Hệ số truyền nhiệt giữa pha rắn và pha khí

Hệ số truyền nhiệt giữa pha rắn và pha khí được tính theo công thức sau [22,
23]:
Nu.k g
h (2.100)
dp

Trong đó, chuẩn số Nusselt được tính như sau [24]:

Nu  0,00125.Re1,46 (2.101)
- Khi tính toán theo công thức, bề mặt truyền nhiệt sẽ được tính toán dư.
- Khi 10 < Nu < 100 [18, 23]: Nu  0,03.Re1,3 (2.102)

61
 Quá trình truyền nhiệt giữa pha rắn và pha khí thông qua bề mặt trao đổi
nhiệt là diện tích bề mặt của các hạt rắn. Khi đó, diện tích bề mặt các hạt rắn trên
một đơn vị thể tích không gian cân bằng được tính như sau [22]:
Sm  N p .A p (2.103)

Coi hạt rắn có dạng hình cầu thì diện tích bề mặt ngoài của hạt là:
2
d 
A p  4..  p  (2.104)
 2
Số hạt rắn có trong một đơn vị thể tích không gian cân bằng:
bu
Np  (2.105)
mp

Tổng khối lượng hạt rắn có trong không gian cân bằng:
m p  Vp .ap (2.106)

Thể tích của một hạt rắn hình cầu:

3
4 d 
Vp  ..  p  (2.107)
3  2

Khối lượng riêng đổ đống của nhiên liệu trong thiết bị được tính bằng [9]:
bu  ap .1   mf  (2.108)

f. Enthanpy của các phản ứng hoá học

Enthanpy của các phản ứng hoá học từ (1) đến (5) tại nhiệt độ T được tính
bằng công thức [15]:
Nj T
H Rj  T   H Rj  T0    ij .  CpijdT (2.109)
i 1 T0

Enthanpy của các phản ứng ở điều kiện tiêu chuẩn (T0 = 298,15 K) được cho
trong Bảng 2.7 [10].
Bảng 2.7. Enthanpy của các phản ứng khí hoá
Phản ứng (1) (2) (3) (4) (5)
ΔHRj(T0)
172,60 131,40 -75,00 206,40 -41,10
[kJ/mol]

62
g. Kích thước trung bình của lớp hạt
Trong thiết bị khí hoá có chứa đồng thời nhiều loại hạt rắn có kích thước hạt
khác nhau, do đó kích thước của hạt rắn phải tính toán theo kích thước trung bình.
Ở vùng tầng sôi, ta giả thiết các hạt than thiêu kết có kích thước như nhau và không
đổi, kích thước của hạt cát cũng đồng nhất. Ở vùng chuyển động tự do, ta giả thiết
các hạt rắn có kích thước rất nhỏ và tạo thành một pha liên tục với các chất khí, do
đó không còn hạt rắn ở vùng này.
Đường kính trung bình của hạt rắn được tính theo công thức sau [2]:
1
dp  2
(2.110)
f
i 1
i / d pi

Phần khối lượng của hạt rắn thứ i:


mi
fi  2 
(2.111)
m
i 1
i

Đường kính hạt của than thiêu kết sinh ra sau khi nhiệt phân [11]:
d p1  d p,c  0, 2.103 (m)

Đường kính hạt của cát [2]:

d p2  0, 27.103 (m)

Đối với các hạt không phải hình cầu, tất cả các hạt được coi như hình cầu,
đường kính hạt được tính theo công thức sau [2]:
1
dp  2
.s (2.112)
f i 1
i / d pi

h. Khối lượng riêng của hỗn hợp các cấu tử

Trong thiết bị khí hoá có sự xuất hiện đồng thời của nhiều chất khí và chất
rắn. Khối lượng riêng của mỗi pha do đó phải được tính theo giá trị trung bình.
Khối lượng riêng trung bình của pha khí được tính theo công thức [17]:
6
g   x i .gi (2.113)
i2

63
 Trong đó, xi là phần mol của các cấu tử trong pha khí :
ni
xi  6
(2.114)
n
i2
i

Bảng 2.8. Các hệ số dùng để tính toán khối lượng riêng của chất khí (Dải nhiệt độ: 0
– 15000C).
Cấu tử
H2 CO H2O CO2
Hệ số
A1 8.10-20 1.10-18 7.10-19 2.10-18
A2 -4.10-16 -6.10-15 -4.10-15 -9.10-15
A3 9.10-13 1.10-11 8.10-12 2.10-11
A4 -1.10-9 -1.10-8 -9.10-9 -2.10-8
A5 7.10-7 1.10-5 6.10-6 2.10-5
A6 -0,0003 -0,004 -0,0026 -0,0063
A7 0,0891 1,2382 0,7964 1,9455
Cấu tử
CH4 N2 O2
Hệ số
A1 6.10-19 1.10-18 1.10-18
A2 -3.10-15 -6.10-15 -7.10-15
A3 7.10-12 1.10-11 1.10-11
A4 -8.10-9 -1.10-8 -2.10-8
A5 5.10-6 1.10-5 1.10-5
A6 -0,0023 -0,0040 -0,0046
A7 0,7092 1,2384 1,4146

Khối lượng riêng của các cấu tử trong pha khí được tính toán bằng phần
mềm ASPENONE. Số liệu từ phần mềm này sau đó được xuất sang MICROSOFT
EXCEL để hồi quy ra phương trình đại số. Phương trình hồi quy có dạng sau :
gi  A1i .T 6  A 2i .T 5  A3i .T 4  A 4i .T 3  A 5i .T 2  A 6i .T  A 7i (2.115)

Các hệ số Ai được cho trong Bảng 2.8. Ở đây đơn vị đo của nhiệt độ là oC.
Khối lượng riêng của pha rắn được tính theo công thức sau:
1
p  2
(2.116)
f
i 1
i / pi

64
 Khối lượng riêng của than thiêu kết [2]: p1  1478 (kg/m3 )

Khối lượng riêng của cát [2]: p2  2600 (kg/m3 )

i. Nhiệt dung riêng của hỗn hợp các cấu tử

Nhiệt dung riêng trung bình của pha khí được tính theo công thức [17]:
6
Cpg   x i .Cpgi (2.117)
i2

Trong đó, xi là phần mol của các cấu tử trong pha khí, được tính theo công
thức 2.113.
Bảng 2.9. Các hệ số dùng để tính toán nhiệt dung riêng của Carbon và các chất khí
(Dải nhiệt độ: 0 – 15000C)
Cấu tử
C H2 CO H2O
Hệ số
A1 -2.10-19 -7.10-18 2.10-20 6.10-18
A2 9.10-16 4.10-14 -4.10-15 -3.10-14
A3 -2.10-12 -8.10-11 2.10-11 6.10-11
A4 2.10-9 8.10-8 -3.10-8 -6.10-8
A5 -7.10-7 4.10-5 3.10-5 4.10-5
A6 0,0329 0,0087 -0,0020 0,0004
A7 7,6734 28,5910 29,2410 33,9930
Cấu tử
CO2 CH4 N2 O2
Hệ số
A1 -2.10-17 -2.10-17 -2.10-18 -8.10-18
A2 8.10-14 -1.10-13 8.10-15 -4.10-14
A3 -2.10-10 2.10-10 -5.10-12 9.10-11
A4 2.10-7 -2.10-7 -1.10-8 -9.10-8
A5 -1.10-4 1.10-3 2.10-5 4.10-5
A6 -0,0537 0,0369 0,0017 0,0032
A7 36,2180 34,7400 29,2210 29,2340

Nhiệt dung riêng của các cấu tử trong pha khí được tính toán bằng phần mềm
ASPENONE. Số liệu từ phần mềm này sau đó được xuất sang MICROSOFT
EXCEL để hồi quy ra phương trình đại số. Phương trình hồi quy có dạng sau :
Cpgi  A1i .T 6  A 2i .T 5  A 3i .T 4  A 4i .T 3  A 5i .T 2  A 6i .T  A 7i (2.118)

65
 Các hệ số Ai được cho trong Bảng 2.9. Ở đây đơn vị đo của nhiệt độ là oC.
Nhiệt dung riêng của cát gần như không thay đổi theo nhiệt độ [25]:
C psand  640 (J/kgK)

Nhiệt dung của than thiêu kết được tính theo Gupta [9]:
Cp,c  0,0038.103.T 2  0,00598.T  0,795 (2.119)

j. Hệ số dẫn nhiệt của hỗn hợp các cấu tử

Hệ số dẫn nhiệt trung bình của pha khí được tính theo công thức [17]:
6
k g   x i .k gi (2.120)
i2

Trong đó, xi là phần mol của các cấu tử trong pha khí, được tính theo công
thức 2.113. Hệ số dẫn nhiệt của các cấu tử trong pha khí được tính toán bằng phần
mềm ASPENONE. Số liệu từ phần mềm này sau đó được xuất sang MICROSOFT
EXCEL để hồi quy ra phương trình đại số. Phương trình hồi quy có dạng sau:
k gi  A1i .T 4  A 2i .T 3  A 3i .T 2  A 4i .T  A 5i (2.121)

Các hệ số Ai được cho trong Bảng 2.10. Ở đây đơn vị đo của nhiệt độ là oC.
Bảng 2.10. Các hệ số dùng để tính toán hệ số dẫn nhiệt của các chất khí (Dải nhiệt
độ: 0 – 15000C)
Cấu tử
H2 CO H2O CO2
Hệ số
A1 1.10-14 -2.10-15 2.10-15 1.10-14
A2 6.10-11 1.10-11 -2.10-11 -4.10-11
A3 -1.10-7 -3.10-8 6.10-8 1.10-8
A4 0,0005 7.10-5 8.10-5 8.10-5
A5 0,1669 0,0233 0,0163 0,0145
Cấu tử
CH4 N2 O2
Hệ số
A1 2.10-14 -2.10-15 -2.10-15
A2 7.10-11 9.10-12 1.10-11
A3 9.10-8 -2.10-8 -2.10-8
A4 1.10-3 7.10-5 8.10-5
A5 0,0302 0,0238 0,0245

66
k. Độ nhớt của hỗn hợp các cấu tử
Độ nhớt trung bình của pha khí được tính theo công thức [17]:
6
g   x i .gi (2.122)
i2

Trong đó, xi là phần mol của các cấu tử trong pha khí, được tính theo công
thức 2.113. Độ nhớt của các cấu tử trong pha khí được tính toán bằng phần mềm
ASPENONE. Số liệu từ phần mềm này sau đó được xuất sang MICROSOFT
EXCEL để hồi quy ra phương trình đại số. Phương trình hồi quy có dạng sau:
gi  A1i .T 3  A 2i .T 2  A 3i .T  A 4i (2.123)

Các hệ số Ai được cho trong Bảng 2.11. Ở đây đơn vị đo của nhiệt độ là oC.
Bảng 2.11. Các hệ số dùng để tính toán độ nhớt của các chất khí
(Dải nhiệt độ: 0 – 15000C)
Cấu tử
H2 CO H2O CO2
Hệ số
A1 1.10-15 6.10-15 -2.10-15 4.10-15
A2 -5.10-12 -2.10-11 6.10-12 -2.10-11
A3 2.10-8 4.10-8 4.10-8 5.10-8
A4 8.10-6 2.10-5 9.10-6 1.10-5
Cấu tử
CH4 N2 O2
Hệ số
A1 4.10-15 3.10-15 5.10-15
A2 -1.10-11 -1.10-11 -2.10-11
A3 3.10-8 4.10-8 5.10-8
A4 1.10-5 2.10-5 2.10-5

l. Hệ số khuếch tán của hỗn hợp các cấu tử

Hệ số khuếch tán của khí A vào khí B được tính theo công thức của Fuller-
Schettler-Giddings [14]:
0,001.T1,75 .M1/2
D AB  AB
2
(2.124)
 
1/3
  
1/3

P.    A      B  
    

Trong đó, khối lương phân tử trung bình của hỗn hợp khí A và B:

67
 1 1
M AB   (2.125)
MA MB
Thể tích mol của các chất khí A và B được cho trong Bảng 2.12 [14].

Hệ số khuếch tán của hỗn hợp khí được tính theo công thức Wilke [14]:
1
 6 

Dg  
xi 
(2.126)
 j1 Dij 
 ji 
Bảng 2.12. Thể tích mol của các khí
Cấu tử H2 CO H2O CO2 CH4 N2 O2
Thể tích mol
7,07 18,90 12,70 26,90 24,42 17,90 16,60
[cm3/mol]

2.2. Phương pháp giải mô hình khí hoá tầng sôi

Giải mô hình khí hoá tầng sôi là lần lượt giải các mô hình cho từng vùng dọc
theo chiều cao thiết bị: vùng nhiệt phân, vùng tầng sôi và vùng chuyển động tự do.
Ở các vùng đều phải giải hệ các phương trình vi phân và hệ phương trình đại số phi
tuyến. Giải các hệ phương trình này không thể tiến hành giải bằng phương pháp giải
tích mà sử dụng phương pháp số. Sơ đồ quá trình giải mô hình khí hoá tầng sôi
được thể hiện trên các Hình 2.7, 2.8, 2.9, 2.10.
2.2.1. Giải mô hình vùng nhiệt phân
Để tính toán cho vùng nhiệt phân, trước tiên ta cần tính toán ra lượng vật
chất sau khi nhiệt phân giai đoạn 1 một lượng nhiên liệu xác định bằng cách giải
các phương trình vi phân cân bằng chất từ 2.2 đến 2.5. Việc giải phương trình vi
phân này sẽ rất phức tạp nếu giải bằng tay theo phương pháp giải tích. Do đó ta sẽ
sử dụng phần mềm MATLAB để giải. Hằng số tốc độ của các phản ứng được tính
theo công thức 2.1 với các số liệu trong Bảng 2.1. Hệ phương trình cân bằng chất
của vùng này được giải bằng hàm “ode113” trong MATLAB, thời gian phản ứng

68
bắt đầu từ 0 được tính theo công thức 2.6, lượng nhiên liệu đưa vào cho trước và
lượng than thiêu kết, hắc ín, lượng khí sinh ra ban đầu bằng 0.
Sau khi tính được thành phần của các chất có trong sản phẩm nhiệt phân, ta
tính toán thành phần của các chất có trong sản phẩm nhiệt phân giai đoạn 2 bằng
cách tính toán cân bằng chất cho từng nguyên tố có mặt trong nhiên liệu đưa vào,
coi các quá trình diễn ra hoàn toàn. Từ các phương trình 2.8, 2.9, 2.10, 2.15 ta có hệ
gồm 8 phương trình đại số phi tuyến. Năng lượng Gibbs được tính theo các công
thức 2.16, 2.17 và Bảng 2.2. Để giải hệ phương trình này ta sử dụng hàm “fsolve”
trong MATLAB, với điều kiện đầu được cho trong Bảng 2.3.
2.2.2. Giải mô hình vùng tầng sôi
Để giải mô hình vùng tầng sôi, trước tiên ta cần phải xác định các điều kiện
đầu cho mô hình. Không giống như các vùng khác, vùng này có sự xuất hiện của
hai pha bong bóng và nhũ tương, do đó ta phải xác định điều kiện đầu cho từng pha.
Dòng vật chất đi từ vùng nhiệt phân đến vùng tầng sôi, tại mặt tiếp giáp giữa hai
vùng, quá trình chia pha bắt đầu xảy ra. Như giả thiết, coi toàn bộ lượng chất rắn
nằm hết trong pha nhũ tương. Các chất rắn không tham gia vào quá trình chia pha.
Các chất khí trước khi được chia làm hai pha coi như chúng được trộn đồng đều với
nhau. Trước khi chia pha, thành phần hơi nước trong hỗn hợp khí chiếm tỷ lệ lớn
nhất do có nguồn hơi nước được bổ sung, lượng hơi nước có thể điều chỉnh theo ý
muốn, do đó ta sẽ lấy nước làm cấu tử cơ bản để tính toán quá trình chia pha cho
vùng tầng sôi.
Tỷ lệ giữa số mol của các cấu tử trong hỗn hợp khí với số mol của hơi nước trong
hỗn hợp [19]:

n i,0 n i,0
R ai  
 , i = 1÷6 (2.127)
n 4,0 n 4,0

Vận tốc của pha bong bóng và pha nhũ tương tại thời điểm xảy ra quá trình
chia pha được tính theo năng suất của chất khí trong mỗi pha [19]:
6
1
ub  .n 4b . R ai .M i (2.128)
g .A b i2

69
 6
1
ue  .n 4e . R ai .M i (2.129)
g .A b i2

Với n4b và n4e là số mol ban đầu của hơi nước trong pha bong bóng và pha
nhũ tương. Hai biến này cần phải được xác định bằng cách giải hệ phương trình đại
số phi tuyến gồm hai phương trình 2.128, 2.129.
Lưu lượng các chất khí trước khi chia pha chúng ta đã xác định được từ vùng
nhiệt phân, từ phương trình 2.127 ta xác định được tỷ lệ của các chất khí so với hơi
nước trong hỗn hợp khí. Vận tốc của hai pha bong bóng và nhũ tương tại thời điểm
chia pha có thể được tính theo công thức sau [19]:
u e  u mf (2.130)
ub  u0  ue (2.131)
Giải hệ phương trình 2.128 và 2.129 bằng phương pháp Newton-Raphson, sử
dụng phần mềm MATLAB, với điều kiện đầu của lưu lượng dòng hơi nước trong
pha bong bóng bằng khoảng 90% tổng dòng hơi nước trước khi chia pha, dòng hơi
nước trong pha nhũ tương là phần còn lại. Sau khi tính được lượng hơi nước trong
các pha, dựa vào phương trình 2.127 ta tính được lưu lượng các cấu tử chất khí
trong pha.
Bước tiếp theo là ta phải đi xác định các thông số chưa biết trong hệ phương
trình cân bằng chất và nhiệt của vùng tầng sôi, bao gồm vận tốc của pha bong bóng
(ub), vận tốc của dòng khí (u0), hệ số cấp khối (Kbe), phần thể tích của các pha (δb,
δe), độ xốp của lớp hạt (εmf), hệ số truyền nhiệt giữa pha rắn và pha khí (h), tổng
diện tích bề mặt hạt rắn trên một đơn vị thể tích không gian cân bằng (Sm). Các
thông số chưa biết này đã được trình bày ở mục 2.2.6.
Trong không gian cân bằng, lượng vật chất được tính theo thời gian lưu:

n i  n i .dt (2.132)
Thời gian lưu được tính dựa trên thời gian dòng khí đi qua chiều cao không
gian cân bằng với tốc độ u0:
dH b
dt  (2.133)
du 0

70
 Cuối cùng để giải mô hình này, ta sử dụng phần mềm MATLAB để giải hệ
phương trình vi phân cân bằng chất và nhiệt của vùng tầng sôi. Điều kiện đầu cho
bài toán cân bằng chất là kết quả sau khi chia pha. Với bài toán cân bằng nhiệt,
nhiệt độ ban đầu cho quá trình có thể tham khảo ở các tài liệu khí hoá nhiên liệu
sinh khối. Theo Sadaka và các cộng sự, nhiệt độ ban đầu cho pha rắn và pha khí
trong vùng tầng sôi như sau [26]:
Ts  1094 (K) và Tg  1089 (K)
Trong phần mềm MATLAB có nhiều hàm để giải phương trình vi phân. Tuy
nhiên, việc sử dụng các hàm này rất khó để can thiệp vào bên trong chương trình
bởi quá trình tính toán ta cần phải đưa vào và lấy ra nhiều thông số khác nhau mà
các hàm đó không đáp ứng được. Do đó ta phải xây dựng lại phương pháp giải hệ
phương trình vi phân. Phương pháp dùng để giải hệ phương trình vi phân ở đây
được lựa chọn là phương pháp Runghe-Kutta bậc 4. Phương pháp này khá đơn giản,
cho kết quả hội tụ nhanh nên được sử dụng phổ biến.
Trong quá trình giải hệ phương trình cân bằng chất và nhiệt, ta nên đưa vào
một chương trình kiểm tra xem giá trị nồng độ, số mol, nhiệt độ có phải là giá trị
dương hay không, nếu không thì kết thúc chương trình để tránh mất thời gian do
việc tính toán này cần phải giải rất nhiều phương trình.
Trình bày ở trên là tính toán cho một phân tố thể tích thiết bị tại vị trí chia
pha. Để tính toán cho toàn bộ vùng tầng sôi, ta chia vùng này ra thành các đoạn nhỏ
dọc theo chiều cao, mỗi đoạn này ta sẽ coi như một thiết bị khí hoá nhỏ và chúng
nối tiếp nhau. Đầu ra của đoạn này sẽ làm đầu vào cho đoạn kế tiếp. Do lưu lượng
khí sinh ra lớn dần theo thời gian nên tốc độ dòng khí cũng tăng dần từ dưới lên trên
theo chiều cao thiết bị, vì vậy mà thời gian lưu lại của khối vật chất trong mỗi đoạn
chia sẽ giảm dần khi đường kính vùng tầng sôi không thay đổi và chiều cao đoạn
chia không thay đổi. Do đó, trong mỗi đoạn nhỏ, ta tính toán cân bằng chất và nhiệt
như đã trình bày ở trên. Quá trình chia pha được tính toán trước khí tính toán cho
đoạn chia đầu tiên.

71
2.2.3. Giải mô hình vùng chuyển động tự do
Khi khối vật chất đi ra khỏi vùng tầng sôi, các bong bóng bị phá vỡ, lên vùng
chuyển động tự do thì chỉ còn lại một pha giống pha nhũ tương. Phần lớn lượng
chất rắn sẽ xoáy vòng lại vùng tầng sôi, phần nhỏ còn lại sẽ cùng với pha khí đi lên
vùng chuyển động tự do.
Phần thể tích của pha khí ở đỉnh của vùng tầng sôi được tính bằng tổng tất cả
độ rỗng của phần không gian chứa hạt rắn [18]:
f  b  e .mf (2.134)
Do không còn dòng cát đi lên trên nên lưu lượng mol dòng than thiêu kết
bằng:
 
n1,0  n1,end . 1  f  hoặc n1,0  n1,end . 1  f  (2.135)

Trong đó, n1,end , n1,end là lưu lượng mol và số mol dòng than thiêu kết đi ra
khỏi vùng tầng sôi.
Lưu lượng của các cấu tử trong pha khí được tính bằng tổng các cấu tử đó
trong pha bong bóng và pha nhũ tương:
6
n i    n ib  n ie  (2.136)
i2

Nhiệt độ ban đầu cho vùng chuyển động tự do được lấy bằng nhiệt độ cuối
cùng của vùng tầng sôi, lấy giá trị trung bình của pha khí và pha rắn. Sau khi xác
định các điều kiện đầu cho mô hình, ta cũng phải đi xác định các thông số chưa biết
trong hệ phương trình cân bằng chất và nhiệt. Cách xác định đã được trình bày
trong mục 2.1.6. Để tính toán cho vùng chuyển động tự do, ta cũng chia vùng này
thành các đoạn nhỏ dọc theo chiều cao thiết bị. Tộc độ dòng khí cũng tăng lên theo
chiều cao thiết bị nên mỗi đoạn nhỏ ta cũng coi như một thiết bị phản ứng để tính
toán. Giải hệ phương trình cân bằng chất và nhiệt cho vùng này bằng phần mềm
MATLAB tương tự như đối với vùng tầng sôi.

72
Hình 2.7. Sơ đồ giải mô hình vùng nhiệt phân

73
Hình 2.8. Sơ đồ tính toán quá trình chia pha

74
Hình 2.9. Sơ đồ giải mô hình vùng tầng sôi

75
Hình 2.10. Sơ đồ giải mô hình vùng chuyển động tự do

76
 CHƯƠNG 3. ỨNG DỤNG MÔ HÌNH TRONG TÍNH TOÁN HỆ
THỐNG KHÍ HÓA TRẤU NĂNG SUẤT 500 kg/h
3.1. Các thông số công nghệ cơ bản của công nghệ khí hóa
Thông số công nghệ cơ bản của công nghệ khí hóa được chọn làm số liệu
đầu vào dùng để tính toán thiết bị được cho trong Bảng 3.1:
Bảng 3.1. Các thông số công nghệ cơ bản của công nghệ khí hóa
Loại nhiên liệu Vỏ trấu
Năng suất theo nhiên liệu [kg/h] 500
Tỷ lệ hơi nước/nhiên liệu 0,35
Tỷ lệ cát tuần hoàn/nhiên liệu 45
Áp suất làm việc [atm] 1,00
Nhiệt độ của pha rắn sau khi nhiệt phân [K] 1094
Nhiệt độ của pha khí sau khi nhiệt phân [K] 1089
Đường kính vùng tầng sôi [m] 1,00
Chiều cao vùng tầng sôi [m] 2,00
Đường kính vùng chuyển động tự do [m] 1,40
Chiều cao vùng chuyển động tự do [m] 2,00
Độ cầu của hạt rắn 0,81
Đường kính hạt than thiêu kết sinh ra [m] 0,20.10-3
Khối lượng riêng của than thiêu kết [kg/m3] 1478
Đường kính hạt cát [m] 0,27.10-3
Khối lượng riêng của cát [kg/m3] 2600
Hệ số hiệu chỉnh tốc độ biến đổi chất của các cấu tử 80
Số khoảng chia của vùng tầng sôi theo chiều cao 2000
Chiều cao mỗi khoảng chia [mm] 1
Số khoảng chia của vùng chuyển động tự do theo chiều cao 2000
Chiều cao mỗi khoảng chia [mm] 1
Số khoảng chia phụ trong mỗi khoảng chia (cho cả hai vùng) 100
Chiều cao mỗi khoảng chia phụ [mm] 0,01

Mô hình để tính toán thiết bị khí hoá tầng sôi đã được giới thiệu ở chương 2
của luận văn. Mô hình này yêu cầu phải biết trước kích thước của thiết bị, do đó

77
kích thước của thiết bị được chọn trước để tính toán. Nếu kết quả cho thấy lượng
than thiêu kết sinh ra còn dư nhiều thì ta điều chỉnh các kích thước sao cho lượng
than thiêu kết dư là thấp nhất. Việc điều chỉnh này sẽ rất dễ dàng nếu dùng ngôn
ngữ lập trình để tính toán, tuy nhiên sẽ mất khá nhiều thời gian do số lượng phương
trình cần giải rất lớn.
Trong phạm vi luận văn này, phần mềm MATLAB được sử dụng để tính
toán mô hình khí hoá tầng sôi. Chương trình được chia thành nhiều chương trình
con, sẽ được giới thiệu ở phần tiếp theo của luận văn.
3.2. Mô tả sơ lược các chương trình trong sơ đồ thuật toán
3.2.1. Chương trình con “MassBalanceForPyrolysis”
Chương trình con “MassBalanceForPyrolysis” dùng để tính toán mô hình
cho vùng nhiệt phân. Chương trình con này gồm có hai chương trình con khác:
- Chương trình con “PyrolysisKinetics” lưu trữ các phương trình cân bằng
chất của phần nhiệt phân giai đoạn 1.
- Chương trình con “PyrolysisModel” lưu trữ các phương trình cân bằng
chất của phần nhiệt phân giai đoạn 2 và các phương trình tính toán enthanpy, năng
lượng Gibbs.
Thông số nhập vào cho chương trình tính toán mô hình vùng nhiệt phân là
nhiệt độ làm việc và năng suất vỏ trấu. Nhiệt độ làm việc được lấy bằng nhiệt độ
trung bình của pha rắn và pha khí. Các thông số có mối quan hệ với thông số đầu
vào sẽ được tính toán, các số liệu phục vụ cho quá trình tính toán đã được lưu trữ
trong chương trình.
3.2.2. Chương trình con “MassAndHeatBalanceForDenseBed”
Chương trình con “MassAndHeatBalanceForDenseBed” dùng để tính toán
cân bằng vật chất và năng lượng cho vùng tầng sôi. Chương trình này chứa hệ
phương trình cân bằng chất và nhiệt cho vùng tầng sôi. Thông số cần nhập vào là
các kích thước của vùng tầng sôi (đường kính, chiều cao), tỷ lệ hơi nước/nhiên liệu,
tỷ lệ cát tuần hoàn/nhiên liệu, áp suất làm việc, nhiệt độ của pha rắn và pha khí, độ
cầu của hạt, đường kính của than thiêu kết sinh ra và của cát, khối lượng riêng của

78
than thiêu kết sinh ra và của cát. Các thông số khác được tính toán, các số liệu liên
quan đã được lưu trữ trong chương trình. Chương trình này cần có chương trình con
phụ trợ “InitialForDenseBed” tính toán khối lượng riêng trung bình, đường kính
hạt trung bình của pha rắn, tính toán các thông số thuỷ động học và tính toán chia
pha để xác định điều kiện đầu cho vùng tầng sôi. Các chương trình con phụ trợ sẽ
được trình bày ở phần sau.
3.2.3. Chương trình con “MassAndHeatBalanceForFreeBoard”
Chương trình con “MassAndHeatBalanceForFreeBoard” dùng để tính toán
cân bằng chất và nhiệt cho vùng chuyển động tự do. Thông số đầu vào của chương
trình này gồm đường kính và chiều cao vùng chuyển động tự do. Các thông số khác
được tính toán và lấy từ phần trước. Để tính toán điều kiện đầu cho vùng chuyển
động tự do, chương trình con “InitialForFreeBoard” làm nhiệm vụ này. Ngoài ra
chương trình này cũng cần các chương trình phụ trợ và dùng chung với các chương
trình con khác.
3.2.4. Chương trình con “MassAndHeatBanalceForGasifier”
Chương trình con “MassAndHeatBanalceForGasifier” gồm 3 chương trình
con đã giới thiệu ở trên bên trong. Chương trình này tính toán cho toàn bộ thiết bị
khí hoá, đồng thời tính toán các số liệu để xây dựng đồ thị và phục vụ các chương
trình khác.
3.2.5. Chương trình con “DualCirculatingFluidizedBed”
Chương trình con “DualCirculatingFluidizedBed” tính toán cho toàn bộ
thiết bị khí hoá, thiết bị đốt, mũ gió, cyclone, vít tải, bảo ôn. Chương trình này cũng
có thể được coi là chương trình chính. Tuy nhiên, kết quả chạy chương trình này
không được hiển thị ở cửa sổ làm việc của các biến và không in kết quả tính toán ra
cửa sổ lệnh.
3.2.6. Chương trình chính “Result”
Chương trình chính “Result” này có bản chất là chương trình
“DualCirculatingFluidizedBed”. Sự khác nhau giữa hai chương trình này là

79
chương trình “Result” cho phép hiển thị kết quả tính ở cửa sổ chứa biến làm việc và
cho phép in kết quả ra cửa sổ lệnh.
3.2.7. Các chương trình con khác
Ngoài các chương trình chính kể trên, còn có các chương trình con khác, bao gồm:
- Chương trình con “ReactionKinetics” dùng để tính toán tốc độ phản ứng
của các phản ứng khí hoá và tốc độ biến đổi chất của các cấu tử. Thông số đầu vào
là số mol của các cấu tử, nhiệt độ, áp suất, kích thước hạt và khối lượng riêng của
than thiêu kết.
- Chương trình con “RiserModel” dùng để tính toán cho thiết bị đốt. Mô
hình tính toán sử dụng là mô hình cân bằng. Số liệu đầu vào cho chương trình này
là lượng than thiêu kết không phản ứng hết ở thiết bị khí hoá, áp suất làm việc, nhiệt
độ làm việc, nhiệt độ của môi trường xung quanh nơi đặt thiết bị, đường kính hạt
của than thiêu kết và cát, khối lượng riêng của than thiêu kết và cát, độ cầu của hạt,
đường kính thiết bị. Các thông số khác được tính toán và lấy từ thiết bị khí hoá. Kết
quả tính toán của chương trình này là chiều cao của thiết bị, lưu lượng khí thải, lưu
lượng không khí cần thiết, lượng nhiên liệu cần bổ sung nếu than thiêu kết không
cung cấp đủ nhiệt cho thiết bị khí hoá. Chương trình này cũng cần có các chương
trình con khác phụ trợ để tính toán các thông số thuộc về tính chất của các cấu tử.
- Chương trình con “DistributorModel” dùng để tính toán mũ gió và đĩa
phân phối khí. Thông số vào của chương trình được tự động lấy từ các thông số sau
khi tính toán thiết bị khí hoá. Thông số đầu ra là các kích thước của mũ gió, hộp
gió, ống tuần hoàn, tốc độ gió ra khỏi miệng phun, số miệng phun trên 1 mũ gió, số
lượng mũ gió, …
- Chương trình con “InsulationModel” dùng tính toán bảo ôn cho thiết bị khí
hoá và thiết bị đốt. Thông số đầu vào cho chương trình là bề dày lớp cách nhiệt
(gồm một lớp gạch bên trong và lớp ceramic bên ngoài), bề dày thiết bị, bề dày lớp
bọc bảo ôn và hệ số dẫn nhiệt của chúng, nhiệt độ môi trường bên ngoài. Các thông
số khác được tính toán và lấy từ kết quả tính các thiết bị tương ứng. Chương trình

80
này sẽ tính kiểm tra xem bề dày bảo ôn có đáp ứng được yêu cầu về nhiệt độ bên
ngoài môi trường hay không.
- Chương trình con “CycloneModel” tính chọn Cyclone cho thiết bị khí hoá
và thiết bị đốt. Chương trình này lấy số liệu từ kết quả tính toán các thiết bị tương
ứng là thể tích khí ở điều kiện làm việc, tính chọn ra Cyclone thích hợp. Loại
Cyclone và số lượng Cyclone được nhập vào chương trình. Trong chương trình có 4
loại Cyclone.
- Chương trình con “ScrewModel” tính chọn vít tải nạp liệu cho thiết bị khí
hoá và thiết bị đốt. Chương trình lấy số liệu tính toán của các thiết bị tương ứng,
tính chọn ra vít tải tiêu chuẩn.
- Chương trình con “AirProperties” tính toán các thông số thuộc tính của
không khí như độ nhớt, khối lượng riêng, nhiệt dung riêng, hệ số dẫn nhiệt ở các
nhiệt độ khác nhau, từ 0 đến 15000C. Trong chương trình chứa các phương trình hồi
quy số liệu từ phần mềm ASPENONE.
- Chương trình con “Supported” tính toán chọn tai treo cho thiết bị khí hoá
và tính kiểm tra bề dày thân trụ cho thiết bị khí hoá và thiết bị đốt.
3.2.8. Các chương trình phụ trợ
- Chương trình con “Density” chứa phương trình hồi quy khối lượng riêng từ
số liệu xuất ra của phần mềm ASPENONE, dùng để tính toán khối lượng riêng của
chất khí và rắn ở các nhiệt độ khác nhau, từ 0 đến 15000C.
- Chương trình con “Diffusivity” để tính toán hệ số khuếch tán của chất khí.
- Chương trình con “Enthanpy” dùng tính toán Enthanpy của các phản ứng
hoá học ở các nhiệt độ khác nhau, từ 0 đến 15000C.
- Chương trình con “HeatCapacity” chứa phương trình hồi quy nhiệt dung
riêng của các cấu tử từ số liệu xuất ra của phần mềm ASPENONE, dùng để tính
toán nhiệt dung riêng của các cấu tử theo nhiệt độ, từ 0 đến 15000C.
- Chương trình con “ThermalConductivity” chứa phương trình hồi quy hệ số
dẫn nhiệt của các chất khí từ số liệu xuất ra của phần mềm ASPENONE, dùng để

81
tính toán hệ số dẫn nhiệt của các chất khí ở các nhiệt độ khác nhau, từ 0 đến
15000C.
- Chương trình con “Viscocity” chứa phương trình hồi quy độ nhớt của các
chất khí từ số liệu xuất ra của phần mềm ASPENONE, dùng để tính toán độ nhớt
của các chất khí ở các nhiệt độ khác nhau, từ 0 đến 15000C.
- Chương trình con “CheckError” dùng để kiểm tra các lỗi xuất hiện khi tính
toán như nồng độ, nhiệt độ, tốc độ dòng khí có giá trị nhỏ hơn 0. Chương trình sẽ
dừng lại và thông báo lỗi tương ứng khi gặp các lỗi này.
- Chương trình con “BiomassGasifierFigure” dùng để xây dựng các đồ thị
như sự thay đổi phần mol, nhiệt độ của các cấu tử, độ chuyển hoá của than thiêu kết
và hơi nước theo chiều cao thiết bị, …
- Chương trình con “MolecularWeight” lưu trữ và tính toán khối lượng phân
tử của các nguyên tố và các cấu tử.
- Chương trình con “ElapsedTime” tính toán thời gian chạy các chương trình
con chính và tổng thời gian chạy chương trình.
3.3. Kết quả và thảo luận
Với các thông số đầu vào ở Bảng 3.1, sử dụng chương trình MATLAB đã
giới thiệu, đã tính toán được sự thay đổi thành phần của các cấu tử trong vùng nhiệt
phân khi nhiệt độ thay đổi, sự thay đổi của thành phần của các cấu tử trong pha
bong bóng và pha nhũ tương trong vùng tầng sôi, sự thay đổi nhiệt độ của pha rắn
và pha khí trong vùng tầng sôi, sự thay đổi thành phần và nhiệt độ của của các cấu
tử trong vùng chuyển động tự do theo chiều cao tương ứng của các vùng. Tổng hợp
lại kết quả ta có sự thay đổi nhiệt độ và thành phần của các cấu tử theo chiều cao
thiết bị, độ chuyển hoá của than thiêu kết sinh ra và của hơi nước theo chiều cao
thiết bị. Các kết quả này được thể hiện trên các đồ thị trên các Hình từ 3.1. đến 3.9.
Ngoài ra, chương trình cũng cho ra các kết quả tính toán khác như lưu lượng
dòng than thiêu kết, dòng khí, dòng hắc ín sinh ra sau vùng nhiệt phân, lưu lượng
than thiêu kết không phản ứng hết trong thiết bị, lưu lượng khí tổng hợp sinh ra,

82
thời gian lưu của khối phản ứng bên trong thiết bị,…. Các kết quả này được thống
kê trong Bảng 3.2.

Hình 3.1. Sự thay đổi thành phần các cấu tử trong vùng nhiệt phân theo nhiệt độ
Quan sát đồ thị trên Hình 3.1 ta thấy, trong khoảng nhiệt độ từ 5000C đến
khoảng 6600C thành phần của C tăng lên và tăng nhanh trong khoảng từ 5500C đến
6600C, nghĩa là trong khoảng nhiệt độ này, quá trình nhiệt phân vỏ trấu đang xảy ra
mạnh, lượng than thiêu kết sinh ra tăng lên khi nhiệt độ tăng. Khi C sinh ra, các
phản ứng khí hoá cũng xảy ra, do đó ta thấy trong khoảng nhiệt độ trên, do phản
ứng giữa C và CO2 sinh ra CO thu nhiệt mạnh (ΔH0 = 172,6 kJ/mol), phản ứng giữa
C và H2O sinh ra CO với H2 (ΔH0 = 131,4 kJ/kmol) cũng thu nhiệt mạnh làm thành
phần CO và H2 tăng lên. Do hai phản ứng vừa rồi mà thành phần CO tăng rất nhanh.
Trong khoảng nhiệt độ từ 6000C đến khoảng 6600C, phản ứng giữa CO với H2O xảy
ra với tốc độ phản ứng lớn nên thành phần CO sẽ giảm đi, thành phần CO2 tăng lên.
Phản ứng giữa CH4 và H2 thu nhiệt mạnh (ΔH0 = 206,4 kJ/mol) làm thành phần CH4
giảm nhanh, tuy nhiên ta thấy thành phần H2 không giảm đi là do số lượng phản
ứng sinh ra H2 nhiều nên lượng H2 sinh ra nhiều hơn là mất đi và đồng thời H2 vẫn
được sinh ra bởi quá trình nhiệt phân. Như vậy trong khoảng nhiệt độ này, quá trình

83
nhiệt phân nhiên liệu và quá trình phản ứng giữa các sản phẩm nhiệt phân cùng diễn
ra. Kết quả này tương đối phù hợp với số liệu trong tài liệu [2] (nhiệt độ của quá
trình nhiệt phân từ 1500C đến 7000C).
Đến khoảng 6600C trở đi, thành phần C giảm đi nhưng giảm chậm, điều này
có thể giải thích rằng quá trình nhiệt phân vẫn đang diễn ra, lượng C vẫn sinh ra,
nhưng do nhiệt độ lúc này sẽ tạo điều kiện thuận lợi cho các phản ứng thu nhiệt diễn
ra mạnh hơn, tốc độ phản ứng của các phản ứng thu nhiệt lớn hơn tốc độ nhiệt phân
nhiên liệu, do đó mà thành phần H2, CO tăng lên, các thành phần còn lại giảm đi.
Khoảng nhiệt độ này có thể dự đoán là khoảng chuyển tiếp giữa vùng nhiệt phân và
vùng tầng sôi.
Sự thay đổi thành phần của các cấu tử trong pha bong bóng và pha nhũ tương
của vùng tầng sôi được thể hiện trên Hình 3.2 và 3.3. Để quan sát sự thay đổi này, ta
cần xem xét đồng thời với sự thay đổi nhiệt độ của pha rắn và pha khí trong vùng
tầng sôi.

Hình 3.2. Sự thay đổi thành phần các cấu tử pha bong bóng
của vùng tầng sôi theo chiều cao
Trong pha bong bóng, ta giả thiết không có than thiêu kết và phản ứng dị thể
giữa pha rắn và pha khí, mà chỉ có phản ứng giữa các pha khí. Do đó thành phần C

84
bằng 0. Trong pha này có hai phản ứng của pha khí là phản ứng giữa CH4 với H2O
và CO với H2O, trong đó phản ứng giữa CH4 với H2O thu nhiệt mạnh, phản ứng còn
lại toả nhiệt không lớn lắm. Các chất khí đi vào pha bóng bóng nhờ quá trình truyền
chất giữa pha bong bóng và pha nhũ tương.
Dọc theo chiều cao thiết bị, ta thấy thành phần CO và H2 cùng tăng lên, CO
tăng mạnh hơn. Phản ứng giữa CH4 với H2O tuy thu nhiệt mạnh nhưng thành phần
CH4 đã gần như bằng 0 trước khi đi vào vùng tầng sôi. Phản ứng của pha khí còn lại
là phản ứng toả nhiệt, càng lên cao thì nhiệt độ càng giảm, do đó tốc độ của phản
ứng này cũng tăng lên. Trong pha bong bóng luôn luôn có sự trao đổi chất với pha
nhũ tương mà ta chưa biết tốc độ phản ứng hoá học sinh ra các cấu tử với tốc độ vận
tải chất cái nào lớn hơn nên không thể xác định được xu hướng biến đổi của chúng
nếu chỉ xét riêng về mặt phản ứng hoá học.

Hình 3.3. Sự thay đổi thành phần các cấu tử pha nhũ tương
của vùng tầng sôi theo chiều cao
Theo đồ thị Hình 3.3 thì thành phần các cấu tử chất khí trong pha nhũ tương
tăng theo chiều cao thiết bị, do đó mà lượng tương ứng của các cấu tử này trong pha
bong bóng cũng tăng theo do quá trình truyền chất giữa hai pha. Hơi nước tham gia

85
vào các phản ứng khí hoá nên thành phần giảm dần. Hình 3.3 biểu diễn sự thay đổi
thành phần của các cấu tử trong pha nhũ tương theo chiều cao thiết bị. Trong pha
nhũ tương có phản ứng của pha rắn với pha khí và phản ứng giữa các pha khí. C
tham gia vào 3 phản ứng dị thể do đó mà thành phần của chúng giảm nhiều nhất.
Hơi nước cũng tham gia vào 2 phản ứng đồng thể nên thành phần cũng giảm tương
đối nhanh. Trong pha này cũng có sự vận tải vật chất giữa hai pha nên ta cũng
không thể đánh giá xu hướng biến đổi của các chất khí khi chưa biết tốc độ phản
ứng hoá học và tốc độ vận tải chất. Để quan sát quá trình thay đổi của các cấu tử, ta
quan sát đồ thị Hình 3.4 là tổng hợp thành phần của các cấu tử trong vùng tầng sôi.

Hình 3.4. Sự thay đổi thành phần các cấu tử của vùng tầng sôi theo chiều cao
Quan sát đồ thị ta thấy thành phần C và H2O giảm do chúng tham gia vào các
phản ứng khí hoá và không được sinh ra bởi các phản ứng hoá học. Ở đây, C tham
gia vào nhiều phản ứng hơn và tốc độ phản ứng của các phản ứng dị thể cũng lớn
hơn nên thành phần C giảm rất nhanh, thành phần H2O tham gia vào hai phản ứng
dị thể và tốc độ phản ứng chậm hơn nên chung giảm đi chậm hơn C. Theo [11], tốc
độ phản ứng của phản ứng C + CO2 >> C + H2O >> C+H2. Tốc độ phản ứng của

86
phản ứng C với CO2 lớn nhất và lượng CO được sinh ra bởi 3 phản ứng, trong đó có
2 phản ứng dị thể và CO mất đi bởi phản ứng đồng thể giữa CO với H2O có tốc độ
phản ứng chậm hơn rất nhiều, nên thành phần của chúng tăng lên tương đối nhanh.
H2 được sinh ra bởi 2 phản ứng đồng thể và 1 phản ứng dị thể, tốc độ của các phản
ứng này chậm hơn nên thành phần của chúng tăng chậm hơn so với CO. CO2 được
sinh ra bởi phản ứng đồng thể giữa CO và H2O, phản ứng này có tốc độ chậm hơn
nhiều so với phản ứng của C với CO2 nên lượng CO2 bị mất đi nhiều hơn là sinh ra,
do đó thành phần của chúng giảm đi.

Hình 3.5. Sự thay đổi nhiệt độ pha rắn và pha khí vùng tầng sôi theo chiều cao
Ngoài ra, cát nóng tuần hoàn luôn luôn cung cấp nhiệt cho các phản ứng khí
hoá trong vùng tầng sôi nên càng lên cao, lượng nhiệt của cát cung cấp cho các
phản ứng nhiều hơn. Do đó, càng lên cao thì tốc độ phản ứng tăng lên do các phản
ứng thu nhiệt được nhận nhiều nhiệt hơn. Cũng chính vì điều này mà càng lên cao
thì nhiệt độ trong vùng tầng sôi càng giảm đi. Quá trình biến đổi của nhiệt độ được
thể hiện trên đồ thị Hình 3.5. Nhiệt độ ban đầu của pha rắn lớn hơn pha khí, do đó
mà trên đồ thị ta thấy nhiệt độ của pha khí tăng lên một chút do quá trình truyền
nhiệt giữa pha rắn và pha khí. Nhiệt độ pha khí không tăng lên nhanh là bởi vì ngoài

87
quá trình nhận nhiệt từ pha rắn, nó còn bị mất đi nhiệt do cung cấp nhiệt cho các
phản ứng thu nhiệt. Sau đó nhiệt độ của cả hai pha đều giảm đi do các phản ứng khí
hoá chủ yếu là thu nhiệt. Càng lên cao, nhiệt độ của hai pha càng giảm do nhiệt của
cát cung cấp cho các phản ứng nhiều hơn làm cho tốc độ phản ứng của các phản
ứng thu nhiệt tăng lên. Tốc độ phản ứng của các phản ứng thu nhiệt tăng lên thì
lượng nhiệt mà chúng nhận vào cũng lớn hơn, do đó mà nhiệt độ sẽ giảm dần theo
chiều cao. Chúng ta có 3 phản ứng đồng thể với tốc độ phản ứng lớn và 2 phản ứng
dị thể với tốc độ phản ứng chậm hơn. Các phản ứng dị thể diễn ra trên bề mặt pha
rắn và quá trình truyền nhiệt giữa bề mặt hạt rắn và trong lòng hạt rắn tốt hơn quá
trình truyền nhiệt giữa các phân tử chất khí. Do đó mà nhiệt độ pha rắn sẽ giảm
nhanh hơn. Càng lên cao, nhiệt độ của hai pha có xu hướng tiếp cận với nhau. Điều
này có thể được giải thích rằng khi lên cao, cát nóng có nhiệt độ cao hơn cung cấp
nhiệt cho cả hai pha, kích thước hạt rắn giảm đi do phản ứng hoá học, các phản ứng
dần tiến tới cân bằng nên tốc độ phản ứng giảm dần, quá trình truyền nhiệt giữa hai
pha và sự khuấy trộn mãnh liệt của tầng sôi làm cho nhiệt độ của hai pha tiến gần
nhau hơn. Quan sát đồ thì Hình 3.4 và 3.5 ta thấy càng lên cao, thành phần CO và
H2 tăng lên, C và H2O giảm đi tương ứng với nhiệt độ giảm do các phản ứng khí
hoá chủ yếu là thu nhiệt, phản ứng mạnh nhất là các phản ứng dị thể. Sang vùng
chuyển động tự do, các hạt rắn được coi đồng nhất với chất khí tạo thành một pha
liên tục. Tại đây, các phản ứng gần đạt đến trạng thái cân bằng và không có nhiệt
cung cấp từ cát nên tốc độ phản ứng chậm dần, thành phần của các cấu tử thay đổi
không nhiều như vùng tầng sôi. Ở vùng này, nhiệt độ giảm mạnh hơn vùng tầng sôi
(vùng tầng sôi giảm khoảng 400C còn vùng chuyển động tự do giảm khoảng 800C)
do ở vùng tầng sôi luôn luôn được nhận thêm nhiệt từ cát còn vùng chuyển động tự
do không được cung cấp thêm nhiệt mà lượng nhiệt cần thiết cho các phản ứng là
như nhau. Quá trình biến đổi của thành phần và nhiệt độ của vùng chuyển động tự
do được thể hiện trên đồ thị Hình 3.6 và 3.7.

88
Hình 3.6. Sự thay đổi thành phần các cấu tử trong vùng chuyển động tự do
theo chiều cao

Hình 3.7. Sự thay đổi nhiệt độ trong vùng chuyển động tự do theo chiều cao

89
 Tổng hợp lại cho toàn bộ thiết bị, ta có đồ thị biểu diễn sự thay đổi thành
phần của các cấu tử theo chiều cao thiết bị như Hình 3.8. Trên đồ thị này ta thấy tại
vùng chuyển tiếp giữa vùng tầng sôi và vùng chuyển động tự do có sự giảm đột
ngột của C. Có sự thay đổi này là do sau khi các bong bóng trong vùng tầng sôi bị
phá vỡ, phần lớn hạt rắn sẽ rơi xuống trở lại vùng tầng sôi, đặc biệt là các hạt có
kích thước còn lớn. Chỉ có một phần nhỏ hạt rắn đi vào vùng chuyển động tự do.

Hình 3.8. Sự thay đổi thành phần các cấu tử trong toàn bộ thiết bị theo chiều cao
Quan sát đồ thị Hình 3.8 ta thấy quá trình phản ứng xảy ra mãnh liệt ở vùng
tầng sôi. Tại đây, các thành phần chính là CO và H2 trong khí tổng hợp tăng lên rất
nhiều, lượng C và H2O cần thiết cho các phản ứng giảm đi rất nhanh. Sang vùng
chuyển động tự do, các quá trình này vẫn xảy ra nhưng với tốc độ chậm hơn. Độ
chuyển hoá của C và H2O được thể hiện trên đồ thị Hình 3.9. Quan sát đồ thị này ta
thấy độ chuyển hoá của C gần bằng 1, nghĩa là quá trình phản ứng khí hoá nhiên
liệu xảy ra với độ chuyển hoá của nhiên liệu khá cao. Tuy nhiên, đối với thiết bị khí
hoá tầng sôi tuần hoàn hạt rắn trơ thì điều này đồng nghĩa với việc ta phải cung cấp

90
thêm nhiên liệu cho thiết bị đốt. Độ chuyển hoá của hơi nước chỉ đạt khoảng 0,35 là
do lượng hơi nước cung cấp vào dư khá nhiều.

Hình 3.9. Độ chuyển hoá của carbon và hơi nước theo chiều cao
Bảng 3.2. Kết quả tính toán thiết bị khí hoá
Lưu lượng khí tổng hợp [Nm3/h] 768
Vận tốc bắt đầu quá trình sôi [m/s] 0,035
Vận tốc cuốn theo [m/s] 1,486
Vận tốc dòng khí đưa vào thiết bị [m/s] 0,218
Thời gian lưu [s] 23,669
Lưu lượng than thiêu kết sau vùng nhiệt phân [kg/h] 70,387
Lưu lượng khí sau vùng nhiệt phân [kg/h] 429,614
Lưu lượng hắc ín sau vùng nhiệt phân [kg/h] 1,006.10-6
Lưu lượng hơi nước đưa vào [kg/h] 175
Lưu lượng cát tuần hoàn [kg/h] 22500
Tổng khối lượng cát trong thiết bị [kg] 147,933
Lưu lượng than thiêu kết không phản ứng hết [kg/h] 17,264
Lượng nhiệt cần thiết cho các phản ứng khí hoá [kJ/s] 4,348

91
 KẾT LUẬN

Với nhiệm vụ “Nghiên cứu xây dựng mô hình toán học mô tả quá trình khí
hóa trấu trong hệ thống tầng sôi tuần hoàn”, luận văn đã đạt được các kết quả sau:
1. Tìm được biện pháp tận dụng các nguồn phụ phẩm nông nghiệp rất dồi
dào ở Việt nam là vỏ trấu để sản xuất khí tổng hợp dùng làm nhiên liệu và tổng hợp
các hợp chất hoá học. Tìm hiểu các phương pháp khí hoá, các loại thiết bị khí hoá
và nguyên tắc hoạt động của chúng. Tìm hiểu sâu về công nghệ khí hoá tầng sôi và
các loại thiết bị khí hoá tầng sôi, nguyên tắc hoạt động, ưu điểm, nhược điểm của
công nghệ và thiết bị khí hóa.
2. Xây dựng mô hình tính toán và giải mô hình tính toán cho thiết bị khí hoá
tầng sôi. Kết quả giải mô hình hợp lý với phân tích kết quả trên lý thuyết, kích
thước thiết bị khá tương đồng với thực tế, các thông số thuỷ động học tính toán
được phù hợp với kết quả trong nhiều tài liệu.
3. Tính toán bộ phận phân phối khí cho thiết bị, kết quá tính toán khớp với
tài liệu tham khảo. Tính toán lựa chọn một số thiết bị phụ đi kèm với hệ thống khí
hoá, tính toán bảo ôn cho thiết bị.
Bên cạnh những nội dung đã đạt được, tác giả có một số kiến nghị sau:
- Phát triển mô hình tính toán cho thiết bị khí hoá tầng sôi hoàn thiện hơn.
Hiện tại luận văn này chưa giải được hệ phương trình cân bằng chất và nhiệt đầy đủ
cho mô hình, cụ thể là luận văn đã đưa ra các giả thiết để bỏ qua quá trình khuếch
tán vật chất, bỏ qua quá trình dẫn nhiệt, bức xạ nhiệt,… để cho hệ phương trình cân
bằng chất và nhiệt trở nên đơn giản hơn và có thể giải được. Đồng thời luận văn
cũng chưa tính toán được một cách chi tiết chênh lệch nhiệt độ giữa bề mặt bên
trong và bên ngoài của bong bóng trong lớp tầng sôi.
- Một số hệ số trong mô hình yêu cầu phải làm thực nghiệm để xác định.
Hiện tại, thời gian làm luận văn có hạn nên không có thời gian và trang thiết bị làm
thực nghiệm nên các hệ số đó được chọn trong khoảng nào đó ở các tài liệu tham
khảo mà các tác giả đã làm thực nghiệm.

92
 - Một số phương trình trong mô hình không có số liệu như động học của các
phản ứng nhiệt phân vỏ trấu,… thì chọn các phương trình của các loại nhiên liệu
sinh khối khác có tính chất gần giống để thay thế. Do đó một số kết quá tính toán
không được như mong đợi.
- Ngoài ra, trong luận văn này sử dụng nhiều phần mềm khác nhau để phục
vụ tính toán và giải mô hình. Phần mềm chính là MATLAB, dùng để giải mô hình
bằng phương pháp số. Các phần mềm phụ như ASPENONE dùng để lấy các số liệu
thuộc về tính chất của các cấu tử như khối lượng riêng, nhiệt dung riêng, độ nhớt,
hệ số dẫn nhiệt,…; phần mềm ENGAUGE dùng để số hoá các đồ thị; phần mềm
MICROSOFT EXCEL dùng để hồi quy các số liệu từ ASPENONE và ENGAUGE
thành các phương trình đại số, phục vụ cho tính toán bằng MATLAB thuận tiện
hơn.

93
 TÀI LIỆU THAM KHẢO

1. Nguyễn Lương Thình. (Truy cập lần cuối: 10/06/2017). Kỹ thuật trồng và chăm
sóc hồ tiêu. Truy cập tại :
http://hotieuvietnam.vn/index.php?option=com_content&view=article&id=230:tr
o-tru-dung-trong-nong-nghip&catid=48:qun-ly-dinh-dng&Itemid=54
2. Prabir Basu, Combustion and Gasification in Fluidized Beds: Taylor & Francis
Group, LLC, 2006.
3. Ms. Brahmotri Sahoo, "The effect of parameters on the performance of a
Fluidized bed reactor and Gasifier," DEPARTMENT OF CHEMICAL
ENGINEERING, NATIONAL INSTITUTE OF TECHNOLOGY, ROURKELA,
2011.
4. Bích Hồng. (Truy cập lần cuối: 10/06/2017). Sản lượng lúa cả năm 2015 đạt hơn
45 triệu tấn. Truy cập tại: http://baotintuc.vn/kinh-te/san-luong-lua-ca-nam-2015-
dat-hon-45-trieu-tan-20150928143500012.htm
5. Lực lượng thanh niên xung phong Thành phố Hồ Chí Minh. (Truy cập lần cuối:
10/06/2017). Sản xuất kinh doanh. Mô hình xay xát lúa hiệu quả. Truy cập tại:
http://www.tnxp.hochiminhcity.gov.vn/web/guest/san-xuat-kinh-
doanh;jsessionid=A75E8F815807675ABD1DFAAE7EC61E89?p_p_id=EXT_A
RTICLEVIEW&p_p_lifecycle=0&p_p_col_id=column-home-lltnxp-center-left-
4&p_p_col_count=1&_EXT_ARTICLEVIEW_groupId=10217&_EXT_ARTIC
LEVIEW_articleId=183627&_EXT_ARTICLEVIEW_version=1.0&_EXT_AR
TICLEVIEW_redirect=%2Fweb%2Fguest%2Fhome
6. Công ty cổ phần đầu tư Lam An. (Truy cập lần cuối: 10/06/2017). Chất đốt củi
trấu. Bếp tiết kiệm nhiên liệu. Truy cập tại: http://chatdotxanh.com/chi-tiet-
tin/tiem-nang-sinh-khoi.html
7. Lê Xuân Thịnh. (Truy cập lần cuối: 10/06/2017). Nghiên cứu nhiên liệu ở Việt
Nam (Kỳ 8). Truy cập tại: http://www.khihoa.com/2011/12/nghien-cuu-nhien-
lieu-o-viet-nam-ky-8.html

94
8. Vũ Thị Bách. (Truy cập lần cuối: 10/06/2017). Ứng dụng tro trấu (kỳ 1). Truy
cập tại: http://www.khihoa.com/2011/12/ung-dung-tro-trau-ky-1.html
9. Prabir Basu, Biomass Gasification, Pyrolysis, and Torrefaction, Second edition
ed.: Elsevier Inc, 2013.
10. Samreen Hameed, Naveed Ramzan, Zaka-ur Rahman, Muhammad Zafar, and
Sheema Riaz, "Kinetic modeling of reduction zone in biomass gasification,"
Energy Conversion and Management, vol. 78, 2014.
11. Prasanth Gopalakrishnan, "Modelling of Biomass Steam Gasification in a
Bubbling Fluidized Bed Gasifier," Doctor of Philosophy, Chemical and Process
Engineering, University of Canterbury, 2013.
12. Wai-Chun R. Chan, Marcia Kelbon, and Barbara B. Krieger, "Modelling and
experimental verification of physical and chemical processes during pyrolysis of
a large biomass particle," Fuel, vol. 64, 1985.
13. R. G. Graham, M. A. Bergougnou, and B. A. Freel, "The kinetics of vapour-
phase cellulose fast pyrolysis reactions," Biomass and Bioenergy, vol. 7, 1994.
14. Robert H. Perry and Don W. Green, Perry’s Chemical Engineers’ Handbook, 8
ed.: McGraw-Hill Companies, Inc., 2008.
15. Mai Xuân Kỳ, Thiết bị phản ứng trong công nghiệp hoá học tập 1: Nhà xuất bản
Khoa học và Kỹ thuật Hà Nội, 2006.
16. Mai Xuân Kỳ, Thiết bị phản ứng trong công nghiệp hoá học tập 2: Nhà xuất bản
Khoa học và Kỹ thuật Hà Nội, 2006.
17. Samy S. Sadaka, A. E. Ghaly, and M. A. Sabbah, "Two phase biomass air-steam
gasification model for fluidized bed reactors: Part I—model development,"
Biomass and Bioenergy, vol. 22, 2002.
18. Daizo Kunii and Octave Levenspiel, Fluidization Engineering. United States of
America: Reed Publishing (USA) Inc, 1991.
19. Daniel Andersson and Martin Karlsson, "Investigation of the effects of
introducing hydrodynamic parameters into a kinetic biomass gasification model

95
 for a buubling fluidized bed," Master of Science Thesis, School of Business,
Society and Engineering, 2014.
20. Y. Wang and C. M. Kinoshita, "Kinetic model of biomass gasification," Solar
Energy, vol. 51, 1993.
21. Raymond C. Everson, Hein W. J. P. Neomagus, Henry Kasaini, and Delani
Njapha, "Reaction kinetics of pulverized coal-chars derived from inertinite-rich
coal discards: Gasification with carbon dioxide and steam," Fuel, vol. 85, 2006.
22. Kyoung-Soo Kang, Chang-Hee Kim, Ki-Kwang Bae, Won-Chul Cho, Seong-
Uk Jeong, Sung-Hyun Kim, and Chu-Sik Park, "Modeling a counter-current
moving bed for fuel and steam reactors in the TRCL process," International
Journal of Hydrogen Energy, vol. 37, 2012.
23. E. D. Gordillo and A. Belghit, "A two phase model of high temperature steam-
only gasification of biomass char in bubbling fluidized bed reactors using nuclear
heat," International Journal of Hydrogen Energy, vol. 36, 2011.
24. Trần Xoa, Nguyễn Trọng Khuông, and Phạm Xuân Toản, Sổ tay Quá trình và
Thiết bị Công nghệ Hoá chất tập 2: Nhà xuất bản Khoa học và Kỹ thuật Hà Nội,
2006.
25. Thanh D. B. Nguyen, Son Ich Ngo, Young-Il Lim, Jeong Woo Lee, Uen-Do
Lee, and Byung-Ho Song, "Three-stage steady-state model for biomass
gasification in a dual circulating fluidized-bed," Energy Conversion and
Management, vol. 54, 2012.
26. Samy S. Sadaka, A. E. Ghaly, and M. A. Sabbah, "Two phase biomass air-steam
gasification model for fluidized bed reactors: Part II—model sensitivity,"
Biomass and Bioenergy, vol. 22, 2002.

96
 PHỤ LỤC
CHƯƠNG TRÌNH MATLAB TÍNH TOÁN MÔ HÌNH KHÍ HOÁ

Phụ lục 1. Chương trình con: “DualCirculatingFluidizedBed”

function [mBiomass msand Rcir mH2O SBratio P hBed dBed hFrb dFrb
ResidenceTime ...
InputHeat moleBub molefrBub moleElm molefrElm moleDens moleFracDens
moleFrb ...
moleFrb_fractions moleGasi molefrGasi hdb hfr hGasi ConvCS Char_residue
Tbed ...
Tfrb Velocity uRiser dRiser hRiser VstAir VwoAir VstFlueGas VwoFlueGas
...
mBiomass_riser Win massGas mTar ResidenceTime_Riser Hdemand ...
DistributionParameter hJet PitchNozz N_Nozz dNozz PitchOrif nOrif ...
N_Orif dOrif FOA uOrif moleFrac_pyrolysis mole_fractions TPyr VstSyngas
...
VwoSyngas Delta2G Delta3G Delta4G qG WarnG Delta2R Delta3R Delta4R qR
WarnR ...
DscrewG dscrewG PscrewG NscrewG DscrewR dscrewR PscrewR NscrewR ...
CycloneDemesionForGasifier CycloneDemesionForRiser MwChar AngleG
AngleR...
msandG msandR msandTot VelocityofGasifier VelocityofRiser Hair dAir...
doutG, doutR, Load, dLS, Lug, xm, NotificationG, NotificationR] ...
= DualCirculatingFluidizedBed
tic; % Start stopwatch timer
format long g

fprintf('+-------------------+\n')
fprintf('| RUNNING.... |\n')
fprintf('| PLEASE WAIT. :) |\n')
fprintf('+-------------------+\n')

global mBiomass msand TPyr SBratio Rcir Tgs Tss P hBed dBed hFrb dFrb phi
...
dpChar PorosityChar rhoApparentChar dpSand PorositySand
rhoApparentSand ...
Scale Step mH2O Win massGas mTar dRiser Tsteam dOrif dNozz mChar
Dbrick ...
DensityBirck ThermalBrick Tmax DeltaCeramic DensityCeramic
ThermalCeramic ...
DeltaBed DeltaFrb ThermalBed ThermalFrb Tamb MwChar dAir dLS DeltaR

% Main parameters
% Operational condition
mBiomass = 500; % Mass flow of fuel [kg/h]
SBratio = 0.35; % Steam to biomass ratio (Mass of Steam/Mass of Biomass =
1/6 - 1/2) [-]

97
Rcir = 45; % Circulation ratio (Mass of Sand/Mass of Biomass = 40 - 60)
[-]
Tgs = 1089; % Gas temperature in gasifier [K]
Tss = 1094; % Solid temperature in gasifier [K]
P = 1; % Reactor pressure [atm]
Tambient = 50; % Ambient temperature [C]
Triser = 950; % Temperature in riser [C]
Tsteam = 150; % Temperature of steam [C]
% Bed dimensions
hBed = 200; % Height of fluidized bed [cm]
dBed = 100; % Bed diameter [cm]
DeltaBed = 06; % Thickness of bed [mm]
ThermalBed = 50; % Thermal conductivity of steel at work temperature
[W/mK]

% Freeboard dimensions
hFrb = 200; % Free board height [cm]
dFrb = 140; % Free board diameter [cm]
DeltaFrb = DeltaBed; % Thickness of free board [mm]
ThermalFrb = ThermalBed;

% Riser dimensions
dRiser = 30; % Diameter of riser [cm]
DeltaR = 06; % Thickness of riser [mm]

% Distributor dimensions
dOrif = 5; % Diameter of orifice [mm]
dNozz = 60; % Diameter of nozzles [mm]
dAir = 200; % Diameter of inlet airbox [mm]
dLS = 200; % Diameter of Loop Seal [mm]

% Other parameters
phi = 0.81; % Particle sphericity. For nonspherical particles, all having
the same sphericity,
% the mean size 'dm', would then be 'phi*dm'
Tamb = 25; % Temperature of air in ambient [C]

% Char parameters
dpChar = 0.2E-3; % Particle size of char [m]
PorosityChar = 0.128; % Porosity of char [-]
rhoApparentChar = 1478; % Apparent density of char [kg/m3]

% Sand parameters
dpSand = 270E-6; % Particle size of sand [m]
PorositySand = 0.46; % Porosity of sand [-]
rhoApparentSand = 2600; % Apparent density of sand [kg/m3]

% Biomass parameters
rhoBulkBiomass = 426; % Bulk density of biomass [kg/m3]

98
% Insulate parameters
Dbrick = [230 114 65]; % Dimension of insulating refractory brick: length
x width x height [mm]
DensityBirck = 700; % Density of insulating refractory brick [kg/m^3]
ThermalBrick = 0.16; % Thermal conductivity of insulating refractory
brick at work temperature [W/mK]
Tmax = 1700; % Maximum work temperature
DeltaCeramic = 25; % Thickness of ceramic [mm]
DensityCeramic = 128; % Density of ceramic [kg/m^3]
ThermalCeramic = 0.09; % Thermal conductivity of ceramic at work
temperature [W/mK]

% Cyclone parameters
nGCyclone = 1; % Number of cyclone for gasifier
nRCyclone = 1; % Number of cyclone for riser
% Screw parameters
AngleG = 0; % Angular of screw for gasifier [dregree]
AngleR = 0; % Angular of screw for riser [dregree]
NscrewG = 60; % Number of revolutions of screw for gasifier [rpm]
NscrewR = 60; % Number of revolutions of screw for riser [rpm]

% Mechanical parameters
nS = 4; % Number of lug of gasifier
xmlG = 220; % Yield limit of cyclind body of gasifier [MPa]
xmlR = 220; % Yield limit of cyclind body of combustion [MPa]

% Caculate parameters
Scale = 10; % Number of steps size
Step = 100; % Number of steps to advance Runge Kutta

%% Caculate mass and heat balance in gasifier

[ResidenceTime InputHeat moleBub molefrBub moleElm molefrElm moleDens
moleFracDens...
moleFrb moleFrb_fractions moleGasi molefrGasi hdb hfr hGasi ConvCS
Char_residue Tbed ...
Tfrb Velocity DistributionParameter moleFrac_pyrolysis mole_fractions ...
InsulateParameterForGasifier VstSyngas VwoSyngas] =
MassAndHeatBanalceForGasifier;

%% Caculate mass balance in riser

[uRiser hRiser VstAir VwoAir VstFlueGas VwoFlueGas mBiomass_riser
Hdemand...
ResidenceTime_Riser Hloss InsulateParameterForRiser] ...
= RiserModel(Char_residue, moleGasi, Tfrb, InputHeat, P, Velocity,
Tambient, Triser);

%% Caculate for Distributor

[hJet PitchNozz N_Nozz dNozz PitchOrif nOrif N_Orif dOrif FOA uOrif
Hair]...
= DistributorModel(Velocity, DistributionParameter);

99
%% Caculate for insulation
% For Gasifier
fprintf('Caculating for insulation in gasifier')
[Delta2G Delta3G Delta4G qG WarnG] = InsulationModel((((Tbed(1,1) +
Tbed(2,1))/2)+Tfrb(end))/2,...
InsulateParameterForGasifier, 1);

% For Riser
fprintf('Caculating for insulation in riser')
[Delta2R Delta3R Delta4R qR WarnR] = InsulationModel(Triser + 273.15,
InsulateParameterForRiser, 2);

%% Caculate for cyclone

% For Gasifier
fprintf('Caculating for cyclone for gasifier')
[CycloneDemesionForGasifier, VelocityofGasifier] = CycloneModel
(VwoSyngas, nGCyclone, 4);

% For Riser
fprintf('Caculating for insulation in riser')
[CycloneDemesionForRiser, VelocityofRiser] = CycloneModel (VwoFlueGas,
nRCyclone, 4);

%% Caculate for screw

% For Gasifier
fprintf('Caculating for screw for gasifier')
[DscrewG dscrewG PscrewG NscrewG] = ScrewModel(AngleG, NscrewG,
mBiomass*3600, rhoBulkBiomass);

% For Riser
fprintf('Caculating for screw in riser')
[DscrewR dscrewR PscrewR NscrewR] = ScrewModel(AngleR, NscrewR,
mBiomass_riser, rhoBulkBiomass);

%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%
%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%%
msandG = msand*ResidenceTime;
msandR = msand*ResidenceTime_Riser;
msandTot = msandG + msandR;
mBrick(1) = (pi/4)*((((dBed/100)+2*(Delta2G))^2)-
((dBed/100)^2))*(hBed/100)*DensityBirck...
+ (pi/4)*((((dFrb/100)+2*(Delta2G))^2)-
((dFrb/100)^2))*(hFrb/100)*DensityBirck;
mBrick(2) = (pi/4)*((((dRiser/100)+2*(Delta2R))^2)-
((dRiser/100)^2))*(hRiser/100)*DensityBirck;
mWall(1) = (pi/4)*((((dBed/100)+2*(Delta2G)+2*(Delta3G))^2)...
-(((dBed/100)+2*(Delta2G))^2))*(hBed/100)*7900 ...
+ (pi/4)*((((dFrb/100)+2*(Delta2G)+2*(Delta3G))^2)...
-(((dFrb/100)+2*(Delta2G))^2))*(hFrb/100)*7900;

100
mWall(2) = (pi/4)*((((dRiser/100)+2*(Delta2R)+2*(Delta3R))^2)...
-(((dRiser/100)+2*(Delta2R))^2))*(hRiser/100)*7900;
mCreamic(1) =
(pi/4)*((((dBed/100)+2*(Delta2G)+2*(Delta3G)+2*(Delta4G))^2)...
-
(((dBed/100)+2*(Delta2G)+2*(Delta3G))^2))*(hBed/100)*DensityCeramic ...
+ (pi/4)*((((dFrb/100)+2*(Delta2G)+2*(Delta3G)+2*(Delta4G))^2)...
-
(((dFrb/100)+2*(Delta2G)+2*(Delta3G))^2))*(hFrb/100)*DensityCeramic;
mCreamic(2) =
(pi/4)*((((dRiser/100)+2*(Delta2R)+2*(Delta3R)+2*(Delta4R))^2)...
-
(((dRiser/100)+2*(Delta2R)+2*(Delta3R))^2))*(hRiser/100)*DensityCeramic;
mHead(1) = ((4*pi/3)*7900*(((((dBed/100)+(2*Delta2G)+(2*Delta3G))/2)^3)-
((((dBed/100)+(2*Delta2G))/2)^3))/2)...
+ ((4*pi/3)*7900*(((((dFrb/100)+(2*Delta2G)+(2*Delta3G))/2)^3)-
((((dFrb/100)+(2*Delta2G))/2)^3))/2);
mHead(2) =
((4*pi/3)*7900*(((((dRiser/100)+(2*Delta2R)+(2*Delta3R))/2)^3)-
((((dRiser/100)+(2*Delta2R))/2)^3)));

Load = mBrick + mWall + mCreamic + mHead;

doutG = sqrt((4/pi)*(VwoSyngas/3600/VelocityofGasifier(1)));
doutR = sqrt((4/pi)*(VwoFlueGas/3600/VelocityofRiser(1)));

[Lug xm NotificationG NotificationR] = Supported(Load, nS, xmlG, xmlR,

Delta2G, Delta3G, Delta2R, Delta3R);
%% Print
ET = toc;
fprintf('Lastest run: %s\n',datestr(now))
Elapsed_Time = ElapsedTime(3,ET);
Notification = input('Finished. Press any key to see figure or C to
cancel:','s');
if Notification == 'C' | Notification == 'c'
clc
fprintf('Lastest run: %s\n',datestr(now))
Elapsed_Time = ElapsedTime(3,ET);
fprintf('\n')
else
clc
fprintf('Lastest run: %s\n',datestr(now))
Elapsed_Time = ElapsedTime(3,ET);
fprintf('\n')
BiomassGasifierFigure(moleFrac_pyrolysis, mole_fractions,
moleFrb_fractions,...
moleFracDens, molefrGasi, TPyr, Tbed, Tfrb, hdb, hfr, hGasi,
ConvCS);
end

101
Phụ lục 2. Chương trình con: “PyrolysisModel”.
function fn = PyrolysisModel(x)
global nPyr mBiomass TPyr massGas Win moleChar MwChar
format long g

R = 8.314; % Gas Constant

if nargin == 0;
x = ones(1,8);
end

A = [3.249 3.376 5.457 3.470 1.702 1.771 3.64];

B = [0.422e-3 0.557e-3 1.047e-3 1.450e-3 9.081e-3 0.771e-3 5.06E-04];
C = [0 0 0 0 -2.164e-6 0 0];
D = [0.083e5 -0.031e5 -1.157e5 0.121e5 0 -0.867e5 -2.27E+04];
Go_f298 = [0 -137169 -394359 -228572 -50460 0 0];
Ho_f298 = [0 -110525 -393509 -241818 -74520 0 0];

% Molecular weight [g/mol]

[M, MW] = MolecularWeight;
MW(end) = [];

% Stoichiometric Co-efficient Reactions

% H2 CO CO2 H2O CH4 C O2
nu = [1, 1, 0, -1, 0, -1, 0;... % C + H2O --> CO + H2
1,-1, 1, -1, 0, 0, 0;... % CO + H2O --> CO2+ H2
-2, 0, 0, 0, 1, -1, 0;... % C + 2H2 --> CH4
0, 2,-1, 0, 0, -1, 0;... % C + CO2 --> 2CO
3, 1, 0, -1, -1, 0, 0;... % CH4+ H2O --> CO + 3H2
0, 2, 0, 0, 0, -2,-1;... % 2C + O2 --> 2CO
2, 0, 1, -2, 0, -1, 0]; % C + 2H2O--> CO2+ 2H2

Tatm = 298.15;
del_A = A*nu';
del_B = B*nu';
del_C = C*nu';
del_D = D*nu';
del_Go_f298 = Go_f298*nu';
del_Ho_f298 = Ho_f298*nu';
J(nPyr,:) = del_Ho_f298 - (del_A * Tatm + del_B/2*Tatm^2 +
del_C/3*Tatm^3-del_D/Tatm)* R;
I(nPyr,:) = -((del_Go_f298-J(nPyr,:))/(R*Tatm)+del_A*log(Tatm)+
del_B/2*Tatm +del_C/6*Tatm^2+del_D/(2*Tatm^2));
delG(nPyr,:) = -((-J(nPyr,:)/(R*TPyr(nPyr)))+ del_A*log(TPyr(nPyr))+
del_B/2*TPyr(nPyr) +del_C/6*TPyr(nPyr)^2 ...
+del_D/(2*TPyr(nPyr)^2) + I(nPyr,:))*R*TPyr(nPyr);

% Columns 1.H2 2.CO 3.CO2 4.H2O 5.CH4 6.C 7.O2

% Gibbs enthalpy of formation of species i
GFt(nPyr,1:7)=0;

102
GFt(nPyr,2)=(delG(nPyr,6)-nu(6,6)*GFt(nPyr,6)-
nu(6,7)*GFt(nPyr,7))/nu(6,2); %Gibbs enthalpy of formation of CO [J/mol]
GFt(nPyr,3)=(delG(nPyr,4)-nu(4,2)*GFt(nPyr,2)-
nu(4,6)*GFt(nPyr,6))/nu(4,3); %Gibbs enthalpy of formation of CO2 [J/mol]
GFt(nPyr,5)=(delG(nPyr,3)-nu(3,6)*GFt(nPyr,6)-
nu(3,1)*GFt(nPyr,1))/nu(3,5); %Gibbs enthalpy of formation of CH4 [J/mol]
GFt(nPyr,4)=(delG(nPyr,5)-nu(5,1)*GFt(nPyr,1)-nu(5,2)*GFt(nPyr,2)-
nu(5,5)*GFt(nPyr,5))/nu(5,4); %Gibbs enthalpy of formation of H2O [J/mol]

% Mass of components H2, CO, CO2, H2O, CH4, CO2

nH2 = x(1); % Mole of hydrogen
nCO = x(2); % Mole of carbon monoxide
nCO2 = x(3); % Mole of carbon dioxide
nH2O = x(4); % Mole of water
nCH4 = x(5); % Mole of methane
Lg_C = x(6); % Lagrangian for Carbon
Lg_O = x(7); % Lagrangian for Oxygen
Lg_H = x(8); % Lagrangian for Hydrogen

% The Composition of Wood in weight percent.

MFbiomass = [1 1.6 1.1]; % Molecular formula of biomass (CH_1.6O_1.1)
MFchar = [1 0.2 0.13]; % Molecular formula of char (CH_0.2O_0.3)
MwChar = sum(MW.*MFchar); % Molecular weight of char [g/mol]
MwBiomass = sum(MW.*MFbiomass) ; % Molecular weight of biomass [g/mol]
moleBiomass = (mBiomass/MwBiomass)*1000; % Mole of biomass [mol/s]
moleChar = (Win/MwChar)*1000; % Mole of Carbon [mol/s]
f(1) = (4*nCH4+2*nH2+2*nH2O) + MFchar(2)*moleChar -
MFbiomass(2)*moleBiomass; % Hydrogen Mass Balance
f(2) = (nH2O+nCO+2*nCO2) + MFchar(3)*moleChar - MFbiomass(3)*moleBiomass;
% Oxygen Mass Balance
f(3) = (nCH4+nCO+nCO2) + MFchar(1)*moleChar - MFbiomass(1)*moleBiomass; %
Carbon Mass Balance
f(4) = GFt(nPyr,1)/R/TPyr(nPyr) + log(nH2/sum(x(1:5))) +
2*Lg_H/R/TPyr(nPyr); % H2 Gibbs
f(5) = GFt(nPyr,2)/R/TPyr(nPyr) + log(nCO/sum(x(1:5))) +
Lg_C/R/TPyr(nPyr) + Lg_O/R/TPyr(nPyr); % CO Gibbs
f(6) = GFt(nPyr,3)/R/TPyr(nPyr) + log(nCO2/sum(x(1:5))) +
2*Lg_O/R/TPyr(nPyr) + Lg_C/R/TPyr(nPyr); % CO2 Gibbs
f(7) = GFt(nPyr,4)/R/TPyr(nPyr) + log(nH2O/sum(x(1:5))) +
2*Lg_H/R/TPyr(nPyr) + Lg_O/R/TPyr(nPyr); % H2O Gibbs
f(8) = GFt(nPyr,5)/R/TPyr(nPyr) + log(nCH4/sum(x(1:5))) +
Lg_C/R/TPyr(nPyr) + 4*Lg_H/R/TPyr(nPyr); % CH4 Gibbs
fn = [f(1),f(2),f(3),f(4),f(5),f(6),f(7),f(8)];
end

Phụ lục 3. Chương trình con: “Hydrodynamics”

function [dbm, db0, umf, emf, ut] = Hydrodynamics(area, u0, rhog, mug,
phi, g, rhop, dp, Type)

103
% INPUT
% area = Cross-sectional area of the bed [cm^2]
% u0 = Superficial gas velocity [cm/s]
% rhog = Density of gas mixture [g/cm^3]
% mug = Viscosity of gas mixture [Poise]
% phi = Particle sphericity [0-1]
% g = Gravitational acceleration [cm/s^2]
% rhop = Particle density of bed material [g/cm^3]
% dp = Diameter of bed particles [cm]
% OUTPUT
% dbm = Maximum bubble diameter [cm]
% db0 = Minimum bubble diameter [cm]
% umf = Minimum fluidization velocity [cm/s]
% emf = Bubble voidage [0-1]
format long g

% Minimum fluidization conidition for small bed particles

emf = 0.586*phi^(-0.72)*(mug^2/(rhog*g*(rhop-
rhog)*dp^3))^(0.029)*(rhog/rhop)^(0.021);
umf = (phi*dp)^2/150*(g*(rhop-rhog)/mug)*(emf^3)/(1-emf);
repmf = dp*umf*rhog/mug; % Reynold's number
Ar = (rhog*(rhop - rhog)*g*(dp^3))/(mug^2);
if (repmf > 10)
% Minimum fluidization conidition for small bed particles
emf = 0.586*phi^(-0.72)*(mug^2/(rhog*g*(rhop-
rhog)*dp^3))^(0.029)*(rhog/rhop)^(0.021);
C1 = 27.2;
C2 = 0.0408;
umf = (((((C1^2)+C2*Ar)^(1/2))-C1)*mug)/(dp*rhog);
end

ut = (mug*Ar)/(dp*rhog*18); % Terminal velocity of spherical particles

rep = dp*ut*rhog/mug; % Reynold's number
if rep >0.4 & rep <=500
ut = (mug*((Ar/7.5)^(2/3)))/(dp*rhog);
elseif rep > 500
ut = (mug*((Ar/(1/3))^(1/2)))/(dp*rhog);
end
if u0 >= ut & Type == 1
fprintf('\n')
error('Program is stopped because superficial gas velocity larger
terminal velocity of spherical particles')
end

% Maximum and minimum bubble size [cm]

dbm = 0.652*(area*(u0-umf))^0.4;
db0 = 0.00376*((u0-umf)^2);
end

104
Phụ lục 4. Chương trình con: “RiserModel”
function [uRiser hRiser VstAir VwoAir VstFlueGas VwoFlueGas
mBiomass_riser Hdemand...
ResidenceTime_Riser Hloss InsulateParameterForRiser] ...
= RiserModel(Char_residue, moleGasi, Tfrb, InputHeat, P, Velocity,
Tambient, Triser)
fprintf('Caculating for Riser')
ElapsedTimeInitial = toc;
format long g
global dRiser msand mBiomass rhoApparentSand rhoApparentChar dpChar
dpSand phi hRiser
R = 8.314; % Gas Constant
g = 9.80665*100; % Gravitational acceleration [cm/s^2]

Tg = Tfrb(end)-273.15;
HHVbiomass = 15376; % Hight heating value of biomass [kJ/kg]
MoiBiomass = 9.7 ; % Moisture of biomass [%]
HidBiomass = 5; % Hydrogen composition of biomass [%]

% Molecular weight [g/mol]

[M, MW] = MolecularWeight; % Element C, H, O
MW(end) = [];

MFbiomass = [1 1.6 1.1]; % Molecular formula of biomass (CH_1.6O_1.1)

MwBiomass = sum(MW.*MFbiomass); % Molecular weight of biomass [kg/kmol]
MFchar = [1 0.2 0.13]; % Molecular formula of char (CH_0.2O_0.3)
MwChar = sum(MW.*MFchar); % Molecular weight of char [kg/kmol]

xchar = (MFchar.*MW)/MwChar;
LHVchar = 34835*xchar(1) + 93870*xchar(2) + 10800*xchar(3);
nH2 = (moleGasi(2,end)/1000)*3600; % Mole number of H2 [kmol/h]
nCO = (moleGasi(3,end)/1000)*3600; % Mole number of CO [kmol/h]
nH2O = (moleGasi(4,end)/1000)*3600; % Mole number of H2O [kmol/h]
nCO2 = (moleGasi(5,end)/1000)*3600; % Mole number of CO2 [kmol/h]
nCH4 = (moleGasi(6,end)/1000)*3600; % Mole number of CH4 [kmol/h]
nN2 = (moleGasi(7,end)/1000)*3600; % Mole number of N2 [kmol/h]
Cp = HeatCapacity(Tg+273.15);
Hproduct = ((nH2*Cp(2)+nCO*Cp(3)+nCO2*Cp(5)+nCH4*Cp(6)+nN2*Cp(7)))*(Tg -
Tambient) + (nH2O*Cp(4)*(Tg-100));
Cp = HeatCapacity(Tambient+273.15);
CpH2OLiq = Cp(11);
LtH2O = ((-2e-10)*(Tambient^6) + (2e-7)*(Tambient^5) + (-6e-
5)*(Tambient^4) + (0.01)*(Tambient^3)...
+ (-0.8254)*(Tambient^2) + (-14.021)*Tambient + 44795); % Latent
heat of H2O [kJ/kmol]
Hproduct = Hproduct + nH2O*(LtH2O + CpH2OLiq*(100-Tambient));
Hloss = 0.08*InputHeat;
LHVbiomass = HHVbiomass - LtH2O/(2*MW(2)+MW(3))*(9*HidBiomass/100-
MoiBiomass/100);

105
Hdemand = (3600*InputHeat/1000) + Hproduct + Hloss;
if (Char_residue/1000)*3600*MW(1)*LHVchar >= Hdemand
mBiomass_riser = 0;
else
mBiomass_riser = (Hdemand -
((Char_residue/1000)*3600*MW(1))*LHVchar)/LHVbiomass; % Mass flow of
additional biomass [kg/h];
end

nBiomass_riser = (mBiomass_riser*1000/MwBiomass)/3600; % Mole flow of

additional biomass [mole/s];
nrCO2 = nBiomass_riser*MFbiomass(1) + Char_residue*MFchar(1); % Mole flow
of CO2 out of riser [mole/s];
nrH2O = (nBiomass_riser*MFbiomass(2) + Char_residue*MFchar(2))/2; % Mole
flow of H2O out of riser [mole/s];
nO2in = (2*nrCO2+nrH2O-nBiomass_riser*MFbiomass(3)-
Char_residue*MFchar(3))/2; % Mole flow of O2 into riser [mole/s];
nrN2 = nO2in*79/21; % Mole flow of N2 out of riser [mole/s];

Rc = 0.1; % Redundant cofficent of air

VstAir = ((nrN2 + nO2in + Rc*(nrN2 + nO2in))*22.4)*3600/1000; % Volume of
air at standard conditions [Nm^3/h]
VwoAir = ((nrN2 + nO2in + Rc*(nrN2 +
nO2in))*R*(Triser+273.15)/(P*1e5))*3600; % Volume of air at work
conditions [m^3/h]
VstFlueGas = ((nrCO2 + nrH2O + nrN2 + Rc*(nrN2 + nO2in))*22.4)*3600/1000;
% Volume of flue gas at standard conditions [Nm^3/h]
VwoFlueGas = ((nrCO2 + nrH2O + nrN2 + Rc*(nrN2 +
nO2in))*R*(Triser+273.15)/(P*1e5))*3600; % Volume of air at work
conditions [m^3/h]

molarFlow = [nrCO2; nrH2O; (1+Rc)*nrN2; Rc*nO2in];

areaRiser = pi*(dRiser^2)/4; % Cross area of riser [cm^2]
WfSand = msand/(msand +
((mBiomass_riser+((Char_residue/1000)*3600*MW(1)))/3600)); % Weight
fraction of sand
WfBiomass = 1 - WfSand; % Weight fraction of biomass
dp = phi*(1/((WfSand/dpSand)+(WfBiomass/dpChar)))*100; % Diameter of bed
particles [cm]
rhop = (1/((WfSand/rhoApparentSand)+(WfBiomass/rhoApparentChar)))/1000; %
Particle density of bed material [g/cm^3]
[u0R, rhog, mug, kg, Dg, Cpg, Cpg2] = GasProperties(molarFlow, P, Triser,
areaRiser, 0, 1);
[dbm, db0, umf, emf, ut] = Hydrodynamics(areaRiser, u0R, rhog, mug, phi,
g, rhop, dp, 2);

uRiser = 3*ut; % Terminal velocity of spherical particles [cm/s]

hRiser = (VwoFlueGas/3600)/areaRiser*1e6; % Height of riser [cm]
ResidenceTime_Riser = hRiser/uRiser; % Residence time of gas in riser [s]

106
InsulateParameterForRiser = [rhog mug Cpg2 kg uRiser];
fprintf(': Finished. ')
Elapsed_Time_For_Riser = ElapsedTime(0,ElapsedTimeInitial);
end

107