Известия РАН. Энергетика, 2021, № 3, стр. 24-41

ВВЕДЕНИЕ

Совершенствованию технологии производства и потребления энергии, вырабатываемой на твердом органическом топливе (бурые и каменные угли, древесина, твердые бытовые отходы), уделяется значительное внимание в энергетической отрасли и жилищно-коммунальном хозяйстве. Существующие проблемы энергетического использования твердых органических топлив в значительной степени можно решить за счет их газификации для получения синтез-газа с последующей выработкой электрической и тепловой энергии в газопоршневых или газотурбинных установках. Хорошая воспламеняемость газообразных продуктов газификации, их удовлетворительная калорийность, высокая реакционная способность и экологическая безопасность открывают широкие возможности для применения данной технологии на электрогенерирующих установках небольшой мощности в системах малой распределенной энергетики при использовании твердых топлив местных месторождений. Однако, вопросы влияния режимов и способов реализации процесса газификации твердого органического топлива на показатели энергетической эффективности газогенерирующего оборудования, надежности его эксплуатации и экологической безопасности требуют дальнейших исследований.

Скорость термохимического превращения твердого органического топлива за счет его термической деструкции и газификации во многом зависит от средней температуры процесса, которая может быть повышена ступенчатым подводом продуктов сгорания к потоку угольной пыли. Экспериментально доказано [1], что достигается значительно более высокая скорость конверсии, если топливо в этом процессе продолжают нагревать. В [1] приведены данные, свидетельствующие о том, что топливо, нагреваемое в процессе газификации от 600 до 700°С, имеет в два раза более высокую реакционную способность, чем при поддержании постоянной температуры 700°С. Полагают, что при газификации топлива и активированном повышением температуры, образуются промежуточные соединения, которые существенно изменяют механизм реакции по сравнению с условиями, имеющимися при постоянной температуре.

В данной статье для практического обоснования эффективности организации ступенчатого подвода тепла в процессе газификации твердого органического топлива выполнено сравнение возможных вариантов реализации данного процесса в газогенерирующей установке на основе исследования и учета кинетики процесса взаимодействия топлива с диоксидом углерода и водяным паром. Для каждого варианта принято ограничение по максимальной температуре зоны газификации после смешения топлива с высокотемпературными газообразными продуктами.

Следует отметить, что при разработке научно-обоснованных рекомендаций по выбору наиболее оптимальных способов и режимов газификации твердых органических топлив необходимо установить связь между качеством исходного топлива и его реакционной способностью по отношению к СО₂ и Н₂О.

Помимо процессов испарения влаги, термического разложения твердого органического топлива, а также первичных реакций взаимодействия углерода коксовой основы и выделившихся летучих веществ с кислородом, которыми обусловлено образование СО, Н₂О и СО₂ в области высоких температур, например, при газификации топлива в газогенерирующих установках или в ядре пылеугольного факела, особенно в зоне активного горения камерных топок с жидким шлакоудалением, со значительными скоростями протекают и вторичные реакции восстановления СО₂ и Н₂О. Это – гетерогенные эндотермические многостадийные реакции, протекающие на поверхности [2]:

Вследствие соударения атомов и молекул с поверхностью нелетучих остатков и благодаря значительным валентным силам образуются промежуточные комплексы. Последние стимулируют электронный перенос, обеспечивая сильные связи между газом и нелетучим коксовым остатком, т.е. хемосорбцию [3]. Экспериментальные исследования реакций углерода с газами [4] свидетельствуют о том, что на поверхности нелетучих остатков диссоциируют и хемосорбируются атомы, а не молекулы. При этом можно говорить об аналогии между хемосорбированным комплексом в гетерогенной реакции и радикалом в гомогенной кинетике. В обоих случаях создаются промежуточные активные соединения. В связи с вышеизложенным эффективным инструментом для определения реакционной способности коксовой основы топлива по отношению к СО₂ и Н₂О может служить применение комплексного термического анализа [5].

Также, как и в случае использования О₂ в качестве окислителя, неизотермическая кинетика взаимодействия коксовой основы с СО₂ и Н₂О позволяет обойти необходимость учета изменения поверхности реагирования по мере развития процесса [6]. Последнее обстоятельство, оказывающее решающее влияние на оценку константы скорости реагирования при T = const учитывается в неизотермических условиях осреднением кинетических параметров на всем температурном интервале взаимодействия окислителя с нелетучим остатком.

МЕТОДИКА ОПРЕДЕЛЕНИЯ РЕАКЦИОННОЙ СПОСОБНОСТИ

Для изотермического процесса реагирования СО₂ и Н₂О в объеме коксовой частицы, согласно [7], уравнения скорости реакции имеют соответствующий вид:

где α – относительная, доступная для реагирования, поверхность пор; ${{k}_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{2}}}}},$ ${{k}_{{{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}}$ – константа скорости процесса взаимодействия соответственно СО₂ и Н₂О с нелетучим коксовым остатком; ${{P}_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}},$ ${{P}_{{{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}}$ – соответственно концентрации СО₂ и Н₂О; ${{C}_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}},$ ${{C}_{{{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}}$ – текущие значения относительного превращения углерода нелетучего остатка при взаимодействии с СО₂ и Н₂О.

Пропорциональность скорости реагирования окислителя учитывается показателем степени n. Влияние концентрации на скорость процесса подробно исследовано в работе Г.Де Соэте [8]. Классическая работа Е.С. Головиной [9] также выполнялась при различных концентрациях СО₂ и Н₂О в потоке – 25, 50 и 100%. В работе [9] установлено, что влияние концентрации СО₂ и Н₂О существенно сказывается при температурах реагирования 1350°С и выше. Обработка К. Вином и сотрудниками [10] экспериментальных данных по газификации углей разных месторождений, полученных различными авторами, показала, что скорости реакции газификации коксовой основы углекислым газом и водяным паром в низкотемпературной области (до 1700°С) можно принимать по первому порядку реакции от концентрации СО₂ и Н₂О при давлениях ниже и в пределах атмосферного, и по нулевому – при давлениях больше 1.5 МПа.

Уравнения (1) и (2) применимы при отсутствии диффузионных осложнений в объеме коксовой частицы (чисто кинетический режим) [11] при температурах процесса газификации ниже 1350°С, присущих условиям большинства газогенерирующих установок. С увеличением температуры процесса (более 1700°С) они начинают сказываться существенно, что приводит к необходимости вводить дополнительную поправку (фактор эффективности, по [9]), учитывающий изменение концентрации СО₂ и Н₂О по глубине реагирования.

Использование комплексного термического анализа для оценки реакционной способности коксового остатка натуральных углей по отношению к СО₂ и Н₂О в неизотермических условиях позволяет на основе уравнений (1) и (2) без специальной оценки коэффициента α и, используя в низкотемпературной области первый порядок реагирования, оценить константу скорости процессов (см³/(моль ⋅ с)) по выражениям:

где С₀ – общее количество прореагировавшего коксового материала.

Уравнения (3) и (4) имеют вид, аналогичный уравнению, использованному ранее для оценки кинетических характеристик взаимодействия коксового остатка с кислородом воздуха (O₂) [6]. Константа скорости k, также как и в случае реакции C + O₂, учитывает изменение начальной концентрации реагирующих с СО₂ и Н₂О активных центров углеродной поверхности с увеличением температуры процесса, а также изменение площади поверхности реагирования коксовых частиц в процессе выгорания в неизотермических условиях [12].

Для определения реакционной способности нелетучего коксового остатка по отношению к углекислому газу и водяному пару использовались фракции бородинского, березовского и назаровского углей Канско-Ачинского и марок Г, СС и Т Кузнецкого бассейнов размером от 1 до 3 мм. Характеристика исследованных углей представлена в табл. 1. Предварительно исходные образцы угля подвергались термическому разложению на установке комплексного термического анализа с использованием термогравиметрического анализатора TGA-701 фирмы Leco в инертной среде (Ge) при скорости нагрева β = 10 град/мин. Непосредственно из термограмм рассчитывались: максимальная скорость выделения летучих веществ ($W_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}},$ мг/(г ⋅ град), соответствующая ей температура ($T_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}},$ °С). Аналогичные характеристики при термическом разложении бородинского угля составили $W_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 1.672 мг/(г ⋅ град), $T_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 440°С; березовского угля $W_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 1.65 мг/(г ⋅ град), $T_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 440°С; назаровского угля $W_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 1.58 мг/(г ⋅ град), $T_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 430°С; кузнецкого Г $W_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 2.1 мг/(г ⋅ град), $T_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 440°С; кузнецкого СС $W_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 0.375 мг/(г ⋅ град), $T_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 520°С; кузнецкого Т $W_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 0.212 мг/(г ⋅ град), $T_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}$ = 575°С. Эти результаты находятся в соответствии с данными, полученными при исследовании бурых и каменных углей других месторождений [6, 13].

Нелетучие остатки канско-ачинских и кузнецких углей, полученные при термическом анализе в инертной среде с конечной температурой нагрева 900°С, затем подвергались на установке комплексного термического анализа обработке диоксидом углерода и водяным паром в условиях непрерывного подъема температуры. Скорость нагрева в опытах по определению реакционной способности коксовых остатков по отношению к СО₂ и Н₂О составляла 5 град/мин; концентрация СО₂ = 100%, Н₂О = = 100% (при атмосферном давлении); масса навески – 150 мг; расход СО₂ в печь термогравиметрического анализатора составлял 220–240 см³/мин, расход Н₂О = 250–290 см³/мин. В качестве объектодержателя использовались стандартные керамические тарельчатые тигли [11]. Определение оптимальных условий проведения комплексного термического анализа угольного вещества, минимизирующих влияние диффузионных процессов основано на выполнении расчетных и экспериментальных исследования влияния теплообмена на поверхности образца, скорости нагрева, массы навески и размера пылеугольных частиц на характер термогравиметрических кривых [6]. Анализ полученных результатов позволил установить минимальную чувствительность терморегистрирующего прибора (0.0625 см/град), линейную скорость движения тренда (0.01 см/с), минимальный угол наклона термической кривой $t = f(\tau )$ к оси абсцисс (1°), оптимальный диапазон темпа нагрева навески (${{\beta }_{{{\text{опт}}}}}$ = 0.018–20 град/мин, где нижний предел обусловлен ограничением совокупности технических характеристик, верхний – инерционностью установки). С уменьшением размера пылеугольных частиц при постоянной скорости нагрева, величине навески и прочих равных условиях ширина и высота пика теплового эффекта увеличиваются, а температура, соответствующая максимальной скорости реакции, сдвигается в область более высоких температур. Экспериментально подтверждено предположение о независимости значения температуры начала термохимической реакции от условий проведения термоаналитического эксперимента. Для контроля и прогноза области протекания исследуемых процессов при выполнении комплексного термического анализа угольного вещества, обеспечивающего получение объективных кинетических характеристик широкого класса термохимических реакций в зависимости от наиболее значимых режимных факторов, обоснован и применен критерий, характеризующий отношение количества прореагировавшего вещества на единице поверхности в единицу времени (“потока реакции”) к диффузионному потоку через слой продукта

где $\mu $ – стехиометрический коэффициент; ${{m}_{0}}$ – начальная масса исходного вещества, кг; ${{D}_{{\text{c}}}}$ – коэффициент диффузии, м²/с; ${{r}_{0}}$ и ${{r}_{{\text{п}}}}$ – соответственно начальный и текущий радиус пылеугольных частиц, м; $\rho $ – плотность, кг/м³; $\left[ {{{C}_{0}}} \right]$ – концентрация продуктов реакции в окружающей угольную частицу среде, кг/м³; $\tau $ – время, с; $\alpha = {{\left( {{{m}_{0}} - m} \right)} \mathord{\left/ {\vphantom {{\left( {{{m}_{0}} - m} \right)} {{{m}_{0}}}}} \right. \kern-0em} {{{m}_{0}}}}$ – доля прореагировавшего вещества; $m$ – текущая массы навески, кг.

При ${N \mathord{\left/ {\vphantom {N q}} \right. \kern-0em} q} \ll 1$ обеспечивается кинетический режим протекания термохимической реакции; при ${N \mathord{\left/ {\vphantom {N q}} \right. \kern-0em} q} \approx 1$ реакция протекает в промежуточной области; при ${N \mathord{\left/ {\vphantom {N q}} \right. \kern-0em} q} \gg 1$ – в диффузионной области. Согласно уравнению (5), факторы, определяющие режимные условия проведения комплексного термического анализа пылевидного твердого топлива, подбираются таким образом, чтобы гарантировать протекание исследуемого процесса в строго кинетической области.

Термограммы процесса реагирования коксовой основы с СО₂ и Н₂О на примере бородинского угля представлены на рис. 1 и 2. Обработка ТГ-, ДТГ- и Т-кривых, полученных в опытах, осуществлялась по методике, изложенной в работе [6]. Для расчета кинетических параметров взаимодействия СО₂ и Н₂О с коксовым нелетучим остатком твердого органического топлива использовано уравнение (6):

где k – константа скорости реакции горения коксовых частиц, м/ч; W – скорость реагирования по коксу (скорость убыли массы коксовой навески, определяемая по ДТГ-кривой) в i-ый момент времени (при i-ой температуре), мг/мин.

В связи с тем, что по мере газификации коксовых частиц изменяется размер частиц [14] в соответствии с формулой (7) площадь реагирования органической части с газифицирующим агентом, и, следовательно, при прочих равных условиях скорость реакции горения. Характер изменения размера реагирующей коксовой частицы от степени термохимического превращения нелетучего остатка в данной работе описывался зависимостью [6]:

где ${{d}_{i}}$ – текущий (по мере взаимодействия) размер коксовой частицы, м; ${{C}_{0}}$ – начальная масса нелетучего остатка, кг; C – текущая по мере термохимического превращения масса прореагировавшего кокса, кг.

ОБСУЖДЕНИЕ РЕЗУЛЬТАТОВ ИССЛЕДОВАНИЯ

Полученные зависимости $W_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}^{{{\text{max}}}},$ $T_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}^{{{\text{max}}}},$ ${{E}_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}},$ ${{k}_{{{\text{0C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}}$ и $W_{{{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}^{{{\text{max}}}},$ $T_{{{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}^{{{\text{max}}}},$ ${{E}_{{{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}},$ ${{k}_{{{\text{0}}{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}}$ от содержания углерода на горючую массу (${{C}^{{daf}}}$) дополненные данными других авторов [15, 16] представлены на рис. 3 и 4 и табл. 1 и 2. Как видно из рисунков, экстремальные значения этих величин приходятся на угли с ${{C}^{{daf}}}$ = 87–89%. Общий характер изменения кинетических параметров газификации коксовой основы согласуется с реакционной способностью при стандартном ее определении (рис. 5). На рисунке 5 в качестве показателя степени метаморфизма (ось абсцисс) использована средняя отражательная способность углей по витриниту ($R_{0}^{{{\text{ср}}}}$). Для исследованных топлив (бородинский, березовский, назаровский уголь) величина $R_{0}^{{{\text{ср}}}}$ соответственно равна: 0.87; 1.28; 1.84%. Кроме того, на рис. 3 и 4 представлены дополнительные данные о реакционной способности нелетучих остатков по отношению к СО₂ и Н₂О некоторых каменных углей [6].

По данным С.П. Родькина [17], для предварительной оценки реакционной способности коксового остатка по отношению к СО₂ и Н₂О при использовании комплексного термического анализа в неизотермических условиях следует ориентироваться на величину максимальной скорости (W^max, мг/(г ⋅ град)), оценка которой в данном случае не представляет затруднений. Значение W^max чувствительно к свойствам исходного материала, из которого получен коксовый остаток, а также к условиям его получения; существует тесная связь между W  ^max и показателем реакционной способности по ГОСТ 10089-62 (коэффициент корреляции составляет 0.84); наблюдается прямопропорциональная зависимость между максимальной скоростью реагирования коксового остатка с СО₂ и Н₂О в исследованной температурной области 600–1300°С и максимальной скоростью выделения летучих веществ $\left( {W_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}} \right)$ [6]; коэффициент корреляции этой связи для СО₂ составляет 0.78, для Н₂О – 0.84.

Подтверждение вышеизложенному получено в работе Г.П. Алаева [18] применительно к исследованию реакций газификации петрографических микрокомпонентов слабоспекающихся углей Кузбасса. Пользуясь этими выводами, можно отметить повышенную склонность коксовых остатков канско-ачинских углей к участию в реакциях с СО₂ и Н₂О. Этот вывод имеет важное значение при газификации и пылеугольном сжигании энергетических углей, в частности, канско-ачинских, и он полностью коррелирует с результатами комплексного термического анализа по отношению к кислороду и опытно-промышленных испытаний газогенерирующих установок при использовании бородинских, березовских и назаровских углей [18–20].

Практическая значимость полученных результатов заключается в научно-обоснованном подходе к учету протекания восстановительных реакций в зависимости от исходного качества топлива [20].

Полученные характеристики реакционной способности коксовых остатков по отношению углекислому газу и водяному пару используются в дальнейшем для научно-обоснованного выбора оптимальных условий и режимов газификации твердого органического топлива в реальных газогенерирующих установок. В частности, ключевым вопросом эффективности работы газогенерирующих установок является вопрос организации конкретного числа ступеней подвода тепла, температурного режима и динамики распределения процесса газификации топлива по времени.

ОБОСНОВАНИЕ РЕЖИМОВ И УСЛОВИЙ ОРГАНИЗАЦИИ ПРОЦЕССА ГАЗИФИКАЦИИ ТВЕРДОГО ОРГАНИЧЕСКОГО ТОПЛИВА

В первом традиционном варианте (рис. 7а) все топливо смешивается сразу с газифицирующим агентом (высокотемпературным газом) [19]. Для реализации процесса по формированию стадий газификации с индивидуальными температурными условиями (второй альтернативный вариант, рис. 7б) высокотемпературный газифицирующий агент делят на несколько частей, который последовательно и ступенчато подмешивают к топливу таким образом, чтобы температура на каждой стадии процесса газификации имела индивидуальный характер и не превышала заданного максимального значения [21].

Скорости химических реакций при газификации твердого органического топлива (на примере бородинского угля) описываются следующими уравнениями:

где ${{W}_{{{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}},$ ${{W}_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}}$ – соответственно скорость реакции водяного пара и диоксида углерода с нелетучим (коксовым) остатком топлива, кг/(м² ⋅ с); ${{C}_{{{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}},$ ${{C}_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}}$ – соответственно концентрация водяного пара и диоксида углерода, кг/нм³; Т_тп – температура процесса газификации (термохимической обработки), К.

Эффективность сравниваемых вариантов определяется отношением скоростей реакций, протекающих при газификации топлива:

– для водяного пара

– для углекислого газа где индекс 1 относится к варианту смешения всех продуктов сгорания с угольной пылью в начале процесса (рис. 7а), а индекс 2 – к ступенчатому подводу продуктов сгорания (рис. 7б).

Температура процесса газификации твердого органического топлива определяется как среднеарифметическая величина температур смеси на входе и выходе из каждой расчетной стадии. Приняв температуру гетерогенной смеси на входе в устройство по газификации топлива (ступень, стадия) – t', определим температуру гетерогенной смеси на выходе из устройства (ступени, стадии) – t" путем составления теплового баланса установки по газификации топлива, с учетом термического разложения топлива и физико-химического механизма реагирования твердых нелетучих остатков с газифицирующим агентом (высокотемпературными газообразными продукты сгорания части топлива).

Определим температуру t" на выходе из ступени газификации твердого органического топлива высоковлажными газообразными продуктами:

где n – число ступеней предварительной термической обработки твердого органического топлива; k – индекс рассчитываемой ступени; G_y, G_{k + 1}, G_г, ${{G}_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}},$ G_CO, G_гп – соответственно расход угля высокотемпературных газообразных продуктов для повышения температуры гетерогенной смеси перед (k + 1)-ой ступенью, первоначальный расход газифицирующего агента, диоксида углерода, оксида углерода и синтез-газа, кг/с; $с_{{\text{y}}}^{'},$ ${{с}_{{{\text{г,кс}}}}},$ $с_{{\text{г}}}^{'},$ $с_{{{\text{С}}{{{\text{О}}}_{2}}}}^{'},$ $с_{{{\text{СО}}}}^{'},$ $с_{{{\text{гп}}}}^{'}$ – соответственно теплоемкость угля газифицирующего агента, дымовых газов, диоксида углерода, оксида углерода и синтез-газа при температуре t', кДж/(кг ⋅ град); – соответственно теплоемкость угля газифицирующего агента, диоксида углерода, оксида углерода, синтез-газа при температуре t", кДж/(кг ⋅ град); Q₁, Q₂ – тепловые эффекты реакций термохимического превращения угля; g_п – количество водяного пара, кг/кг; ψ – весовой расход угля в смеситель в долях от суммарного количества угля, подведенного в камеру газификации; $V_{{\text{г}}}^{0}$ – теоретический объем газообразных продуктов сгорания единицы массы топлива, м³/кг.

На рисунке 8 показано изменение температуры процесса газификации твердого органического топлива в зависимости от величины изменения массы прореагировавшего топлива, при условии ограничения максимальной температуры гетерогенной смеси.

Необходимо отметить, что ступенчатый подвод теплоты в процессе термической обработки и газификации топлива повышает скорость процессов термического разложения и физико-химического реагирования нелетучего остатка с водяными парами и углекислым газом. Так, при трех ступенях подвода теплоты и термохимического превращения 50% органической массы топлива скорость процесса увеличивается в 2.5–2.8 раза для кузнецких и канско-ачинских углей. При этом эффективность ступенчатого подвода тепла будет еще выше, если температуру процесса на каждой ступени термообработки поддерживать не постоянную, а увеличивать ее по мере увеличения номера ступени (кривая 3 на рис. 8). Предлагается на первой ступени температуру процесса поддерживать на уровне 400°С, на второй – 600°С и на третьей – 800°С. Такая последовательная стадийная организация процесса газификации топлива обеспечивает наибольшую его неизотермичность, что позволяет повысить эффективность процесса еще на 15–20%, снизить затраты топлива на получение высокотемпературных продуктов сгорания, рационально реализовать схему и конструкцию устройства для практического осуществления процесса с учетом физико-химических свойств исходного топлива. Предполагается, что в первой ступени протекает процесс глубокой сушки топлива с выделением балластных летучих веществ (преимущественно углекислого газа). Во второй ступени осуществляется глубокая термическая деструкция топлива, сопровождаемая выделением низкокалорийных газообразных летучих веществ (оксида углерода, метана, водорода и т.д.). В третьей ступени осуществляется газификация топлива с выделением синтез-газа и основной массы высококалорийных парогазовых компонентов.

Для определения длительности процесса термохимической обработки и газификации топлива выражения (8) представим в следующем виде

Откуда находим время протекания процессов:

где ${{\tau }_{{{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}},$ ${{\tau }_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}}$ – соответственно время процесса термохимического превращения топлива при взаимодействии ее с водяным паром и углекислым газом, с; $C_{{{{{\text{H}}}_{{\text{2}}}}{\text{O}}}}^{'},$ $C_{{{\text{C}}{{{\text{O}}}_{{\text{2}}}}}}^{'}$ – соответственно начальные концентрации водяного пара и углекислого газа в высокотемпературных продуктах сгорания, кг/нм³.

Выражения (11), (12), (14) и (15) позволяют рассчитать динамику процесса газификации твердого органического топлива при различном числе ступеней подвода теплоты. На рисунке 9 представлены результаты расчета динамики процесса термической подготовки бородинского угля при организации ступенчатой термохимической обработки и газификации твердого органического топлива.

Расчеты показывают, что время пребывания твердого органического топлива в газогенераторе зависит от числа ступеней n_i подвода продуктов сгорания. При этом получена следующая универсальная зависимость определения времени термообработки от количества ступеней подвода тепла

где τ₁, τ₂, τ₃, …, τ_i, τ_{i+ 1} – время пребывания твердого топлива в устройстве по термообработке, с; n₁, n₂, n₃, …, n_i, n_{i + 1} – число ступеней подвода продуктов сгорания в устройстве термообработки.

Необходимый температурный уровень процесса газификации топлива на каждой стадии достигается посредством сжигания части топлива с помощью воздуха, дозируемого индивидуально через регуляторы, режим работы которых задается устройством регулирования с учетом реакционной способности по отношению к СО₂ и Н₂О на основе данных комплексного термического анализа. Таким образом, организация многостадийной термохимической обработки и газификации топлива позволяет повысить эффективность процесса, повысить калорийность синтез-газа, обеспечить возможность регулирования условий и режима газификации в зависимости от качества исходного топлива.

Реализация вышеизложенного подхода к формированию условий и режимов газификации твердого органического топлива на основе учета реакционной способности его взаимодействия с диоксидом углерода и водяным паром позволяет не только выполнить оптимизацию конструктивных и режимных параметров перспективных газогенерирующих установок промышленного исполнения, но и сформировать систему автоматического контроля и управления процессом газификации с позиции обеспечения его максимальной энергетической эффективности.

ЗАКЛЮЧЕНИЕ

Исследованы процессы взаимодействия коксовой основы твердого органического топлива с углекислым газом и водяными парами. Экспериментально полученные на основе комплексного термического анализа канско-ачинских и кузнецких углей кинетические параметры процесса газификации коксового остатка. Установлено, что характер изменения показателей реакционной способности бурых и каменных углей носит экстремальный характер в зависимости от содержания углерода на горючую массу в исходном топливе с экстремумом при C^daf = 87–89%.

Значения максимальной скорости реакции (W^max, мг/(г ⋅ град)) чувствительны к свойствам исходного материала, из которого получен коксовый остаток, а также к условиям его получения. Наблюдается прямо пропорциональная зависимость между максимальной скоростью реагирования коксового остатка с СО₂ и Н₂О в исследованной температурной области 600–1300°С и максимальной скоростью выделения летучих веществ $\left( {W_{{\text{л}}}^{{{\text{max}}}}} \right).$ Следует отметить повышенную склонность коксовых остатков канско-ачинских углей к участию в реакциях с СО₂ и Н₂О.

Показано, что полученные характеристики реакционной способности коксовых остатков по отношению к углекислому газу и водяному пару могут быть использованы для расчетной оценки протекания процессов термохимического превращения топлива и научно-обоснованного определения оптимальных условий и режимов его газификации в реальных газогенерирующих установках.

Предложены технология и техническое решение для многостадийной термохимической обработки твердого органического топлива, предусматривающие организацию трех последовательных стадий в рамках единой конструкции газогенератора с индивидуальными условиями газификации и подводом теплоты при температурах процесса 400, 600 и 800°С.