Storskala trinopdelt forgasning fase 1 -

Transkript

1 PSO ELTRA projektnr: 3124 Storskala trinopdelt forgasning fase 1 - Procesverifikation og forsøg med laboratorieanlæg Slutrapport Februar 2004

2 PSO ELTRA projektnr: 3124 Storskala trinopdelt forgasning fase 1 - Procesverifikation og forsøg med laboratorieanlæg Slutrapport Februar 2004 Dokument nr 53787_001 Revision nr 02 Udgivelsesdato 27 februar 2004 Udarbejdet Kontrolleret Godkendt JDB RMH, BJT, CG, UH RMH

3 1 Indholdsfortegnelse 1 Forord 3 2 Introduktion 5 21 Hidtidig tradition for små eller meget store anlæg 5 22 Økonomi og potentiale i forgasningsanlæg i store atmosfæriske forgassere 5 3 Resumé 7 4 Summary 8 5 Konklusion 9 51 Del konklusioner 9 52 Anbefalinger vedrørende videre arbejde 12 6 Pyrolyse, partiel oxidation og forgasning af flis i overhedet damp Pyrolyse Partiel oxidation Forgasning 16 7 Kolde forsøg med fluid beds Beskrivelse af forsøgsopstilling Måling af tryktab ved forskellige lufthastigheder Undersøgelser af transport af koks Transport af koks hen over bedoverflade Konklusion på kolde forsøg 27 8 Varme forsøg Design og opbygning af laboratorieanlæg Valg af bedmateriale Indledende forsøg med flis 30 C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

4 2 84 Forsøg med neddelt brændsel 32 9 Referencer 40 Bilagsfortegnelse Appendiks A - Vurdering af reaktordesign Appendiks B - Valgt proces Appendiks C - Vurdering af et opskaleret anlæg Appendiks D - Øvrige bilag C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

5 3 1 Forord På DTU-MEK er der gennem en årrække arbejdet med udvikling af en proces til forgasning af biomasse (træ, halm og træpiller) Processen kaldes totrinsprocessen, idet den er karakteriseret ved at pyrolyse og forgasning foregår i 2 adskilte procestrin Totrinsprocessen er dokumenteret i lille skala og har vist meget positive resultater med hensyn til at kunne producere en brændbar gas, der på grund af et meget lavt indhold af tjærestoffer og partikler er velegnet til drift af gasmotorer til el- og varmeproduktion med lav miljøbelastning Totrinsprocessen udmærker sig endvidere ved at have en meget høj virkningsgrad I totrinsprocessens oprindelige udformning foregår pyrolyseprocessen ved ekstern opvarmning i en snegl, som opvarmes af røggasser fra en tilknyttet gasmotor Denne udformning har begrænsninger ved opskalering, især ved brug af fugtige brændsler og ved anlæg i stor skala >10 MW indfyret effekt Et nyt koncept for totrinsforgasning, hvor varmen til pyrolyseprocessen tilføres ved direkte kontakt mellem brændsel og damp, og hvor fugt fra brændslet tilføres forgasningsprocessen, er udviklet af COWI Ved det nye koncept vil de forgasningsmæssige fordele ved tilsætning af damp og ved trinopdeling kunne kombineres og udnyttes til anlæg i stor skala Babcock & Wilcox Vølund har udvist interesse for dette koncept, idet firmaet ønsker at udvikle et stor-skala lav tjære biomasseforgasningskoncept til elproduktion Nærværende rapport beskriver de undersøgelser der er lavet i indeværende projekt med henblik på fastlæggelsen og afprøvningen af et design for et storskala trinopdelt forgasningskoncept Firmaet DFTB ved Peter Stoholm har assisteret med design og forsøg af fluid bed reaktorer, og firmaet Reatech ved Lasse Holst Sørensen har bistået med brændselspræparering og evaluering af sintringsdannelse Rapporten er udarbejdet af Jens Dall Bentzen og Reto M Hummelshøj fra COWI A/S Rapporten er understøttet af materiale fra arbejde udført af DTU- MEK ved Ulrik Henriksen et al, se også referencelisten Appendiks C vedrørende vurdering af opskaleret anlæg er udarbejdet af Claus Geest og Bjørn Teislev, Babcock & Wilcox Vølund C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

6 4 Projektet har modtaget støtte med kr fra PSO Eltra's F&U program for biomasse/kraftvarme jvf PSO Eltra projektnr: 3124 Rapporten kan rekvireres ved henvendelse til: Jens Dall Bentzen eller Reto M Hummelshøj COWI A/S Parallelvej Kongens Lyngby Tlf: (+45) Fax: (+45) jdb@cowidk rmh@cowidk Web: wwwcowidk I øvrigt henvises til følgende publikationer og offentliggørelse af projektresultater: Intern pyrolyse med damp Christensen, Morten Stender 2002 DTU-MEK Rapportnr MEK-ET-EP Poster 12th European biomass Conference, Biomass for Energy, Industry and Climate Protection, Amsterdam, June 2002 Modellering af Low-Tar BIG processen Andersen, Lars Henrik 2002 DTU- MEK Rapportnr MEK-ET-EP Modelling the Low-Tar Big gasification concept Andersen L, Elmegaard B, Qvale B, Henriksen U, DTU and Bentzen J D, Hummelshøj RM COWI A/S In proceedings of ECOS 2003 C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

7 5 2 Introduktion Baggrunden for dette projekt er en kombination af Babcock & Wilcox Vølunds igangværende forgasningsaktiviteter og ønsket om at udvikle og producere lavtjære biomasse-forgasningsteknologi til større skala, med at COWI og DTU i fællesskab har udviklet et nyt forgasningskoncept hertil, baseret på en trinopdelt proces Forgasningskonceptet er baseret på pyrolyse og forgasning med overhedet damp, hvorved store forgassere kan konstrueres mere kompakt med høj energieffektivitet og lavt tjæreindhold i gassen, således at gasrensningsprocessen kan udføres enklere og mere økonomisk end normalt for andre forgasningsprocesser 21 Hidtidig tradition for små eller meget store anlæg Der har typisk været to spor inden for forgasningsudvikling: Udvikling af små forgassere (open-core, medstrømsforgassere mv), som indtil nu vanskeligt har kunnet opskaleres - og udvikling af store tryksatte anlæg til gasturbine- og combined cycle drift De seneste resultater, der er opnået på MEK DTU's totrinsforsøgsforgasser, har dokumenteret, at totrinsprocessen er overlegen, hvad angår energivirkningsgrad, tjæreindhold i produktgassen og miljøforhold På trods af de gode resultater, der er opnået, er der endnu ikke sket noget markedsgennembrud En del af forklaringen er, at den oprindelige udformning kan være vanskelig at opskalere til store anlæg 22 Økonomi og potentiale i forgasningsanlæg i store atmosfæriske forgassere Markedet og en gode økonomi for forgasningsanlæg ligger midt mellem de to spor, nemlig i store atmosfæriske forgassere og motordrift, men der er få lovende koncepter til disse forgasningsanlæg Det nye koncept for totrinsforgasning kan opskaleres med meget kompakte og simple reaktorer, og Babcock Wilcox og Vølund er derfor gået ind i udvikling af forgasning baseret på denne variation C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

8 6 Det udførte projekt styrker grundlaget for at kunne designe store energieffektive forgasningsanlæg til dette marked Forgassertypen vil dog også - pga et lavt tjæreindhold i gassen og lav andel af uforbrændt i asken og muligheden for at kunne udføres meget kompakt i forhold til cirkulerende fluid-beds - kandidere som add-on i forbindelse med tilsatsfyring med biomasse på kraftværkskedler C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

9 7 3 Resumé Projektet indeholder en række del-aktiviteter, som hver især bidrager til den samlede forståelse og evaluering af forgasningskonceptet belyst i laboratoriskala Indledningsvis er de grundlæggende parametre for pyrolyse og forgasning i overhedet damp fastlagt Ud fra disse designparametre er forskellige typer af opskalerbare forgassere skitseret Disse versioner er såvel af fluid-bed som moving-bed typen samt kombinationer heraf Fordele og ulemper ved de forskellige designs er vurderet, og projektteamet har i samråd med PSO-Eltra valgt en foretrukken version som er etableret i laboratorieskala til belysning af den samlede proces frem for forsøg med de enkelte delprocesser I denne fortrukne version "Low-Tar BIG" er pyrolyse og forgasningsreaktorerne to koblede boblende fluid beds Såvel pyrolyse som forgasningsreaktorer fluidiseres med tilsætning af overhedet damp Der er opbygget en laboratorieforgasser og udført indledende forsøg hermed for at verificere forgasningskonceptet Under disse forsøg er det blevet dokumenteret, at der med en jævn brændselstilførsel kan opnås: Stabile driftsforhold med procesparametre som forventet Et lavt tjæreindhold, i gassen og efter tør gasrensning (10-23 mg/nm 3 mod mg/nm 3 i rågassen) Lav andel af uforbrændt i asken, ca 50% En hurtig opstart Der er endvidere udført indledende overvejelser vedrørende udformning af et anlæg på ca 20 MWt, som kan udføres meget kompakt og det er vurderet realistisk at kunne bygge anlæg i denne størrelse Det er på basis af de meget positive erfaringer fra det sidste af de indledende forsøg planlagt at forsætte forsøgene med laboratorieanlægget i 2004 for hermed at åbne vejen for opbygning af et 500 kwt pilotanlæg, som bedre vil kunne benyttes til at belyse processen C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

10 8 4 Summary The project comprises a number of part-activities which all contribute to the overall evaluation of a new gasification concept Initially, the basic parameters for pyrolysis and gasification in superheated steam were determined Various types of gasifiers able to be upscaled were investigated according to these parameters These versions were of the fluid bed as well as the moving bed types and combinations of these Advantages and disadvantages of the different designs were evaluated, and the project team selected a preferred version to be tested as a laboratory plant In this preferred version, called "Low-Tar BIG", the pyrolysis and the gasification reactors are two connected bubbling fluid beds The pyrolysis as well as the gasification reactors are fluidised by superheated steam Initial tests with this laboratory gasifier have been made to verify the concept During these tests, it has been verified that the following can be obtained: Stable process conditions can be obtained The process produces a gas with a low tar content, both in raw gas and after filtration The process is easy to start-up A layout of a 20 MWt plant has been evaluated, and it is found realistic to establish a plant in this size range C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

11 9 5 Konklusion Projektet består af en række aktiviteter, som hver især bidrager til en samlet indledende evaluering af Low-Tar BIG konceptet De grundlæggende parametre for pyrolyse og forgasning i overhedet damp er fastlagt, hvorefter et koncept for storskala lavtjære forgasning er konkretiseret i form af koblede boblende fluid-bed reaktorer Forskellige typer reaktordesign er vurderet for henholdsvis pyrolyse og forgasning, inklusive systemkoblinger mellem reaktorer Strømningsforhold og stoftransport i anlæg med denne udformning er analyseret i "kolde opstillinger" Det samlede energisystem ved brug af forskellige forbrændingssystemer og koblingerne af delprocesserne i forgasseren er modelleret Et ca 100 kw laboratorieanlæg er dimensioneret, etableret og indledende procesverifikation er gennemført med lovende resultater efter at der kunne opnås en jævn brændselstilførsel 51 Del konklusioner Der er gennem projektet designet, etableret og afprøvet et nyt forgasningskoncept kaldet "Low-Tar BIG", med lovende resultater, der indikerer at processen vil kunne forene: Forgasning af biomasse med højt fugtindhold med Høj energivirkningsgrad ved Stabile procesforhold og med Produktion af en gas med lavt tjæreindhold egnet for motordrift Det anbefales derfor i en efterfølgende fase at udføre nogle flere forsøg med længere driftstid og yderligere belysning af gasrensning efterfulgt af etablering af et 500kW pilotskalaanlæg til videre forsøg for at kunne belyse processen bedre under mere realistiske størrelsesforhold I det følgende fremhæves de væsentligste konklusioner fra de forskellige delaktiviteter C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

12 10 Pyrolyse 511 Grundlæggende parametre Pyrolyseringstid af store partikler (træflis og piller) afhænger af (vægtet rækkefølge): Temperatur, fugtindhold, og partikelstørrelse For fugtig flis (32%) er pyrolysetiden ved 400 C ca 10 min, mens pyrolyseringstiden for tørt flis er ca 1 min ved 800 C Jævn tilførsel af fortørret brændsel er derfor væsentlig for processtabiliteten Forgasning Forgasning af koks med vanddamp giver en gas med meget højt brintindhold: 40% på våd basis og 60% på tør basis Herved kan denne del af gassen eventuelt benyttes til videre syntese Ved 80% omsætning af koksen ved dampforgasning bliver forgasningsreaktorerne kompakte Dampforgasning af hele koksdelen kræver lang opholdstid og dermed store reaktorer Forgasning med luft er væsentlig hurtigere, og lufttilsætningen i slutforgasningstrinnet vil kunne omsætte restkoks og reducere reaktor størrelsen yderligere Partiel oxidation Tjærenedbrydning af pyrolysegasserne kan foregå ved partiel oxidation (kemisk omdannelse) og/eller ved termisk nedbrydning Ved termisk nedbrydning skal temperaturen være over 1200 C for at der er en effekt, men der er en markant tjærenedbrydning ved partiel oxidation allerede ved 800 C Partiel oxidation stiller mindre krav til materiale end termisk krakning, ligesom sintring undgås, forudsat temperaturen styres præcist Ved høje temperaturer må der forventes at skulle tilsættes additiv, der hindrer sintring af medrevet aske Hvis sodproduktionen ønskes reduceret, er damptilsætning en fordel forud for partiel oxidationsreaktoren 512 Vurdering af reaktordesign Såvel pyrolyse som forgasningsreaktorer kan udformes som moving og fluid beds, hvilket giver mange kombinationsmuligheder Reaktorer kan ikke vælges uafhængigt af hinanden, idet samlet procesintegration er væsentlig for på en gang at opnå høj energivirkningsgrad og lavt tjæreindhold i gas mv Idet målsætningen er storskala forgasning, blev den foretrukne løsning at benytte boblende beds med fluidisering ved hjælp af overhedet damp til såvel pyrolyse som forgasning Disse reaktorer kan med fordel kobles med intern varmeog stofoverførsel Pyrolyseenheden kunne dog godt udføres som fixed bed eller moving bed C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

13 11 Den valgte kombination af reaktorer kan også være god til mindre anlæg, afhængigt af brændselsvalg 513 Forsøg med kolde boblende fluid bed reaktorer Bedpartiklernes cirkulation vil drive en vis størrelse af kokspartiklerne med ned i bedden I de udførte forsøg var det koks under 2 mm, der blev "suget" med ned Fint koks fordeler sig hurtigere end store stykker Ved lave lufthastigheder er det svært for kokslaget at udjævne sig, men ved øget fluidisering, sker udjævningen stabilt Ref [7] Tilbageføring af bedmateriale til pyrolyse fra forgasser via cyklon er demonstreret visuelt ved forsøg 514 Forsøg med kw laboratorieanlæg Indledende forsøg med flis og termisk krakning gav problemer med ujævn indfødning og sintring, idet sand og aske blev ført med til partiel oxidationskammer Efterfølgende forsøg med neddelte træpiller, partiel oxidation, viste at Pyrolysereaktor kan holdes opvarmet af damp og recirkuleret sand og kan derved holdes helt inert, hvilket øger processens energieffektivitet Temperaturerne i anlægget kunne holdes stabile Tjæreindhold i rågassen var mg/Nm 3 og mg/nm 3 efter simpel gasrensning over filter Ved at etablere en adskillelse med pyrolyse og forgasningsreaktor forventes tjæreindholdet i rågassen at kunne reduceres væsentligt Gassens brændværdi var omkring 4-5 MJ/Nm 3 Ved større anlæg vil brændværdien være højere 1 Uomsat kulstof i aske fra cyklon var omkring 50%, mod 70% i bundaske fra VIKING forgasseren Der var ingen tendens til slaggedannelse 1 Den beskedne brændværdi skyldes, at laboratorieanlægget har et relativt stort varmetab og et stort dampforbrug af til pyrolyseprocessen i forhold til større anlæg Herudover blev forsøget kørt ved 80% last, hvilket yderligere reducerede brændværdien C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

14 Matematisk modellering Der er i forbindelse med et eksamensprojekt på DTU blevet udført en detaljeret matematisk modellering, som viste, at der kan opnås meget høje systemvirkningsgrader Ref [8 og 9] Systemmodelleringen viste, at især motorløsning og systemløsninger med recupereret gasturbine er interessante Den recupererede gasturbine kan teoretisk set opnå højere elvirkningsgrad (50% af LHV) end selv IGCC-anlæg og dette med et simplere system (8 bar 1130 C i brændkammer) Konceptet sigter dog på motordrift på store anlæg, som vil kunne give netto elvirkningsgrader på 38-40% 52 Anbefalinger vedrørende videre arbejde Det er nødvendigt at udføre yderligere forsøg med laboratorieanlægget for at afrunde den igangværende projektverifikation Der bør udføres nogle længere kontinuerte forsøg med laboratorieanlægget Gasrensningens godhed med tør gasrensning over partikelfilter skal endvidere eftervises mere detaljeret Herved kan der dannes et beslutningsgrundlag for, om tiden er inde til at bygge et pilotanlæg på kw termisk C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

15 13 6 Pyrolyse, partiel oxidation og forgasning af flis i overhedet damp Det overordnede Low-Tar BIG koncept er baseret på brug af overhedet vanddamp som pyrolyse- og forgasningsmedie Herved opnås en række procesmæssige fordele Ved forgasning af fugtige brændsler som for eksempel træflis kan brændslet med fordel tørres i overhedet damp, som så kan tilføres forgasningsprocessen De væsentligste fordele ved brug af overhedet damp til pyrolyse- og forgasningsreaktorerne er Kompakt pyrolysereaktor, idet vanddamp benyttes som intern varmeoverførsel Inerte forhold i pyrolysen og dermed proceskontrol Reduceret sodproduktion i partiel oxidationszonen Forøget reaktivitet i forgasser Højt brintindhold i produktgassen I dette kapitel beskrives de kinetiske og procesmæssige forhold, der er gældende omkring brug af overhedet vanddamp i pyrolyse- og forgassertrinene 61 Pyrolyse På DTU er der gennemført en række pyrolyseringsforsøg, hvor såvel træflis som træpiller blev pyrolyseret ved henholdsvis 400, 600 og 800 C [1] Herefter blev pyrolyseprocessen i større biomassepartikler modelleret De væsentligste konklusioner fra disse forsøg er: Temperaturen og fugtindholdet har stor effekt på pyrolysetiden For tørret flis brændsel er pyrolysetiderne ca 400 C 5 min, 600 C 2 min, 800 C 1 min For fugtig flis (32%) er pyrolysetiderne ca 400 C 10 min, 600 C 3 min, 800 C 2 min C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

16 14 Opvarmningsraten har ringe indflydelse på koksresten ved lave temperaturer ( C) Ved 800 C betyder større opvarmningsrate lidt mindre koksrest Gasmængden bliver større, og tjæremængden bliver mindre ved højere temperaturer Træpiller pyrolyserer lidt langsommere end tørret flis Reaktiviteten af den dannede koks afhænger ikke af opvarmningsraten 611 Energiforbrug til pyrolyse Til dimensionering af pyrolysereaktorer er det nødvendigt at kende det energiforbrug, der skal til at pyrolysere biomassen Herunder er som eksempel udregnet energiforbrug til pyrolyse ved varierende vandindhold Tabel 61 Energiforbrug til pyrolyse ved forskelligt fugtindhold i brændslet Eksempel: fast indfødningsmængde 2000 kg/time Forudsætninger Cp biomasse 1,3 kj/kg*k Fordampningsvarme vand 2,3 kj/g Cp damp (konstant) 2,0 kj/kg*k Pyrolyseproces (entalpineutral) Temperatur før pyrolyse 25 Temperatur efter pyrolyse 600 Fugtprocent (våd basis) 0% 10% 20% 30% 40% Øvre brændværdi (MW) 11,1 10 8,9 7,8 6,7 Nedre brændværdi (MW) 10,4 9,2 8 6,9 5,7 Massestrøm biomasse Massestrøm vand Energi til tørring og overhedning (MW) 0 0,2 0,4 0,61 0,81 Energi til pyrolyse af tør biomasse (MW) 0,37 0,33 0,29 0,26 0,22 Total energi til pyrolyse (MW) 0,37 0,53 0,7 0,86 1,03 Energi til pyrolyse/indfødt brændværdi (nedre 3,6% 5,8% 8,8% 12,5% 18,1% Det ses af Tabel 61, at der er væsentlig forskel på energiforbruget afhængigt af, om man skal pyrolysere vådt eller tørt brændsel Ved fortørring af brændslet opnås foruden en energimæssig gevinst også en reduktion af reaktorstørrelse på grund af kortere opholdstid ved en given temperatur 612 Dampforbrug til pyrolyse Forbruget af damp til pyrolyse vil afhænge af: om reaktoren udformes som med- eller modstrømsreaktor fugtindhold i biomassen temperaturen af damp og biomasse temperaturen der skal pyrolyseres til C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

17 15 Som eksempel herpå vises herunder pyrolysetemperaturen af gas og koks for med- og modstrømsreaktorer ved forskellige damp:biomasseforhold, under forudsætning af, at biomassens vandindhold er 10%, og damptemperaturen er 700 C Tabel 62 Pyrolysetemperatur af gas og koks ved med- og modstrømspyrolyse med damp Pyrolysetemperatur Medstrøm Modstrøm Biomasse:Damp Gas og koks Gas ud Koks ud , Det ses i Tabel 62, at hvis man kun har damp som varmekilde, skal man benytte modstrømsreaktorer for at opnå en tilfredsstillende pyrolyseringsgrad Alternativt skal man op i dampmængder, der er dobbelt så store som biomassen, eller tilføre varme feks ved recirkulation af bedmateriale fra forgassertrin og cyklon eller ved at tilsætte luft som vil afbrænde noget gas/koks i pyrolysereaktor 613 Fysiske udformninger af pyrolysereaktorer Et af hovedformålene med dette projekt har været at finde et anvendeligt design for en pyrolyseenhed, der kan opskaleres Ved at sammenholde data for eksternt opvarmede pyrolyseenheder med internt opvarmede enheder kan potentialet for reduktionen i reaktorstørrelse anskueliggøres: Tabel 63 Oversigt over reaktorstørrelser ved ekstern og internt opvarmede pyrolyseenheder Ekstern opvarmet Intern opvarmet Opholdstid (min) Fyldningsgrad af flis 20% 100% 10% 100% 10% Reaktorvolumen m3 pr MW 3,75 0,08 0,83 0,03 0,33 Reaktorvolumen i % 100% 2% 22% 1% 9% Det ses af Tabel 63, at potentialet for reduktion i reaktorvolumen er mellem en faktor 5 og faktor 100 ved internt opvarmede pyrolyseenheder i forhold til en eksternt opvarmet pyrolyseenhed I bilag 1 præsenteres forskellige pyrolysereaktorer, og reaktorstørrelser beregnes og diskuteres Valget af pyrolysereaktor hænger sammen med valg af forgasningsreaktor: Hvis forgasningsreaktoren er en fluid bed, kan pyrolysereaktoren være en fixed bed eller moving bed eller med fordel også være en fluid bed, idet energiudveksling med bedmateriale kan udnyttes C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

18 16 Hvis forgasningsreaktoren skal være moving bed, bør pyrolyseenheden være af typen moving bed eller roterovn for at undgå neddeling af partikler i pyrolysen og for ikke at få bedmateriale over i forgasseren 62 Partiel oxidation Partiel oxidation ved 800 C og 900 C har været undersøgt i en reaktor, hvor halm blev pyrolyseret til 600 C [2] Tjærereduktionen var optimal ved et luftoverskud på 0,5 i forhold til de flygtige pyrolyseprodukter Dette svarer til det, der bruges i totrinsforgasseren Tjæreindholdet blev målt til 500 mg/kg tør halm, hvilket svarer til ca 200 mg/nm 3 gas Tjærereduktionen var 98-99% 621 Termisk krakning Forsøg med termisk krakning af halm-pyrolysegas og gas fra Harboøreforgasser har været udført i laboratoriereaktor ved 1200, 1250 og 1290 C Ref [10] Forsøgene viste, at temperaturen skal være over 1200 C, før der sker en væsentlig tjærereduktion, og at der ved termisk krakning produceres meget sod Tabel 64 Tjære og sod i gassen efter termisk krakning Gasart Halmpyrolyse Halmpyrolyse Halmpyrolyse Harboøre Temperatur 1200 C 1250 C 1290 C 1290 C Tjære-indhold [mg/kg tørt brændsel] Tjære-indhold [mg/nm 3 gas] Sodindhold [mg/kg tørt brændsel] Sodindhold [mg/nm 3 gas] Resultaterne fra Tabel 64 vedrørende sodproduktion stemmer overens med observationer fra forsøg med DTU's 100 kw totrinsforgasser Her blev under et forsøg tilført tørt brændsel, og den normale vanddamp tilsætning blev stoppet Herved steg temperaturen i partiel oxidationskammeret til omkring 1200 C, og sodproduktionen steg markant [2] Hvis sodproduktionen ønskes reduceret, er damptilsætning således en fordel forud for partiel oxidationsreaktoren 63 Forgasning Forgasningsreaktoren har det overordnede væsentlige formål at omsætte kulstof til gas Hertil er følgende parametre væsentlige: C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

19 17 Temperatur Gassammensætningen Opblandingsforhold (lokal temperatur og gassammensætning) Reaktivitet af brændsel MEK-DTU har udført beregninger på koksomsætningen i en ren dampblæst forgasser I de indledende beregninger blev modellen sat til at antage fuldstændig omsætning ved dampforgasning under hensyntagen til indholdet af såvel H 2 O, H 2, CO som CO 2 i gassen Modellen viste, at omsætningstiden ville blive lang, hvilket vil medføre at reaktorerne ville blive store Idet energibalancen for hele forgasningssystemet forudsætter, at der skal tilføres luft til processen, kan noget af denne luft blive brugt til forgasningstrinnet Hvor meget luft, der tilføres forgasningstrinnet, afhænger især af driftstemperaturen i partiel oxidationsreaktoren, se Figur B5 i appendix I en realistisk udformning af forgassertrinnet vil ca 20% af koksen blive omsat ved tilsætning af luft og 80% af koksen blive omsat ved dampforgasning, så modellen blev sat til at udregne opholdstiden ved 80% koksomsætning hvilket reducerede opholdstid og reaktorstørrelse betragteligt, se Tabel 65 Tabel 65 Beregning af reaktorstørrelse ved dampforgasning og 80% omsætning for forskellige forgasningstemperaturer, under hensyntagen til H 2 O, H 2, CO som CO 2 indhold Temperatur 850 C 900 C 950 C Reaktivitet [%/min] 0,42 1,47 4,67 Opholdstid (min) Reaktorstørrelse ved 100% fyldning (m3/mw) 1,83 0,52 0,16 Reaktorstørrelse ved 10% fyldning (m3/mw) 18,3 5,2 1,6 Gassammensætning (volumenprocent) CO 18,4 19,1 19,7 CO2 10,7 9,9 9,3 H2O 28,4 29,1 29,7 H2 42,6 41,9 41,3 Jf Tabel 65 er reaktiviteten stærkt afhængig af reaktortemperaturen Ved at sammenholde Tabel 65 med Tabel 63 ses det, at forgasningsreaktoren bliver noget større end pyrolysereaktoren Det ses også på Tabel 65, at brintindholdet i gassen fra forgasseren er meget højt: over 40% på våd basis og omkring 60% på tør basis Dette kan give anledning til at overveje at afkoble sammenblanding med gassen fra partiel oxidationsreaktoren, som har et lavt brintindhold og et højt kvælstofindhold Herved kan en del af gassen fra Low-Tar BIG processen benyttes til brintproduktion, produktion af biodiesel ved Fisher Trophs eller anden syntese C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

20 18 7 Kolde forsøg med fluid beds For at få et indtryk af, hvordan flis og koks opfører sig i en fluid bed, blev der foretaget en række praktiske forsøg med modeller af fluid beds bygget i plexiglas og fluidiseret med luft To modeller blev etableret og undersøgt: 1 En model til undersøgelse af boblende beds og transport af biomasse heri 2 En model af den samlede forgasningsproces til illustration af fluidiseringsforholdene, herunder recirkulation af bedmateriale fra forgasser til pyrolyseenhed I dette kapitel beskrives de væsentligste forsøg, der er udført med model 1 Model 1 blev opbygget og de indledende forsøg blev udført af projektdeltagerne Yderligere forsøg blev foretaget under eksamensprojektet [7] Forsøgene med model 2 blev ikke gennemført på tilsvarende videnskabelige vis, men har dog givet projektdeltagerne en visuel indsigt i flowforholdene i den samlede proces De faktorer, som der skulle undersøges med model 1, var i korte træk: Trykfald over boblende bed Hvor meget koks trækkes ned i boblende bed og hvor meget flyder ovenpå Evt problemer ved ind- og udmadning Transporttid af koks henover boblende bed 71 Beskrivelse af forsøgsopstilling Den kolde model er skitseret på nedenstående figur: C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

21 19 Figur 71 Skitse af model set forfra (venstre figur) og fra siden (højre figur) Modellens forside består af en plexiglasplade og bagsiden af en stålplade, begge 60 cm høje og 100 cm lange Plexiglaspladen og stålpladen står på den lange led med et mellemrum på 4,4 cm og er sat sammen med en kantliste af stål i begge ender samt forneden Plexiglaspladen gør det muligt at kigge på bedden og den koks, man lægger ned på bedden, mens den bliver fluidiseret Modellen er åben i toppen, men kan lukkes af med en plexiglasliste I bunden af modellen er der monteret et stålrør "fordelerrøret", som benyttes til fluidisering af bedden ved at blæse luft gennem I fordelerrøret er der boret 32 huller á 2 mm, som ligger parvis langs hele rørets længde og vender åbningerne nedad, således at der ikke kommer sand i hullerne, når der ikke blæses luft igennem røret Ud for fordeler røret er der boret et trykudtag, således at det er muligt at måle tryktabet over bedden, hvilket blev gjort med et U-rørs manometer Figur 72 Skitse af stålrør til fluidisering i boblende fluid bed reaktor C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

22 20 Figur 73 Billede af forsøgsopstilling med kold fluid bed og U-rørs manometer Luftforsyningen kommer fra plasticslangen i nederste højre hjørne For at have mulighed for at tage sand og koks ud af bedden, mens modellen er i drift, er der 35 cm oppe og 5 cm inde på stålpladen påmonteret et lille afgangsrør med en diameter på 5 cm, som kan lukkes feks med et stykke tape, hvis man ikke ønsker at tage noget ud af bedden Der vil i det følgende blive refereret til dette rør som udtagsrøret Sandet, der blev benyttet, var Sand 13 fra Dansand med en gennemsnitlig kornstørrelse ligger på 130 µm og en partikeldensitet på 2600 kg/m 3 og bulkdensitet på 1252 kg/m 3 [7] 711 Kort om fluidisering i boble beds Følgende teori-afsnit er baseret på [4] Fluid bed teknikken benytter sig af at en mængde af små partikler i en beholder vil opføre sig som en væske, når partiklerne bliver gennemstrømmet af en fluid nedefra Fluiden vil ved friktionskræfter på partiklerne skabe en opdrift, der hvis den er stor nok vil udligne tyngdekraftens modsatrettede virkning på den enkelte partikel Alle partiklerne vil dermed opføre sig som en væske, dvs partikelmængden eller bedden er blevet fluidiseret Idet en fluid bed opfører sig om en væske vil overfladen være horisontal og to forbundne fluid beds vil opføre sig som to forbundne kar, dvs bedpartikler vil flyde fra den ene reaktor til den anden Samtidig vil objekter med en lavere densitet end fluid beddens flyde ovenpå Den laveste gashastighed, hvorved partiklerne opfører sig som en væske, kaldes den minimale fluidiseringshastighed (v mf ) og er der, hvor tyngdekraften på partiklerne netop er blevet ophævet Omkring denne hastighed opfører bedden sig som en stillestående væske, også kaldet homogen fluid bed v mf, varieret efter C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

23 21 bla partiklernes størrelse, vægt og form, hulrumsandelen samt fluidiseringsmediets fysiske egenskaber som viskositet og massefylde Ved lavere hastigheder end v mf vil gassen blot strømme igennem partiklerne i kanaler som i en fixed bed Gashastigheden måles som volumenstrømmen af gas divideret med det frie tværsnitsareal af den pågældende bed v mf kan beregnes ud fra formlen: ε 3 ( ε ) d p v mf ρ g d pρ g ( ρ p ρ g ) 2 d p v mf ρ g mf = µ µ mf φ + s ε mf φ s µ 1,75 hvor d p er partikeldiameteren af bedmaterialet, ρ g er densiteten af den gas, der fluidiseres med, ρ p er partikeldensiteten af bedmaterialet, g er gravitationskonstanten (9,82 N/kg), φ er sfærisiteten af bedpartiklerne og µ er viskositeten af fluidiseringsgassen ε mf er hulrumsandelen, når bedden netop er fluidiseret Ved forøgelse af gashastigheden udover v mf vil noget af den opadstrømmende gas samle sig og danne bobler, bedden er nu blevet til en boblende fluid bed Ud fra eksperimenter er det muligt at lave den grove antagelse, at den overskydende gasmængde ud over den, der bruges til at fluidisere bedden, vil optræde som bobler Efterhånden som gashastigheden sættes yderligere op, vil boble - dannelsen og størrelsen derfor tiltage, indtil der indtræffer en så turbulent fluidisering, at det ikke længere er muligt at opretholde boblestrukturen Endvidere er der heller ikke nogen fast grænse mellem fribord og bed, idet bedpartikler og gas hvirvler rundt i hele reaktoren Bedden er nu blevet til en turbulent fluid bed Hastigheden kan blive ydermere blive så kraftig, at partiklerne begynder at forlade bedden, dette kaldes pneumatisk transport Gashastigheden, hvor bedpartiklerne begynder at forlade fluid bed reaktoren kaldes terminalhastigheden, v T Denne kan groft anslås til: v 72 T v mf Hvis bedden består af partikler med forskellig størrelse og der ønskes en stabil fluid bed, er det således nødvendigt at benytte en gashastighed så lille, at den største partikel holdes svævende, men samtidig må hastigheden ligge under v T for den mindste partikel g 72 Måling af tryktab ved forskellige lufthastigheder I de indledende forsøg blev der målt tryktab ved forskellige bedhøjder og lufthastigheder Den mindste lufthastighed, der kunne doseres præcist, var 4 cm/s Ved denne hastighed var bedden rolig med små bobler hist og pist Ved lufthastigheder på 5-8 cm/s begyndte bedden at boble kraftigere, og ved lufthastigheder på cm/s boblede bedden kraftigt, og sandet begyndte at blive kastet ud af bedden Derfor blev det vurderet, at det var bedst at holde lufthastigheden inden for et interval på 4 14 cm/s C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

24 22 Figur 74 Kraftigt boblende bed ved lufthastighed på cm/s Trykfaldet blev målt ved fem forskellige bedhøjder og ved fire forskellige lufthastigheder Resultatet af trykmålingerne ses på Figur 75: Tryktab som funktion af lufthastighed i forskellige bedhøjder Trykfald [cm vandsøjle] Lufthastighed [cm/s] Bedhøjde = 11,8 cm Bedhøjde = 15,2 cm Bedhøjde = 17,7 cm Bedhøjde = 20,2 Bedhøjde = 22,7 Bedhøjde = 24,2 cm Figur 75 Tryktab som funktion af lufthastighed i forskellige bedhøjder I teorien bør tryktabet, efter at bedden er blevet fluidiseret, være uafhængigt af lufthastigheden, hvilket ikke helt er tilfældet i dette forsøg Dette kan eventuelt skyldes, at den anvendte forsøgsopstilling er høj og smal, hvorved vægarealet er stort i forhold til volumenet Det stigende tryktab kan eventuelt skyldes luftens strømning langs med kammerets sider, hvor der kan forekomme et større tryktab ved højere lufthastigheder Under afviklingen af forsøget blev det observeret, at en del af de finere sandkorn fløj ud af bedden, selv under lav lufthastighed Dette kan vise sig at udgøre et mindre problem, hvis det samme sand bliver anvendt i en pyrolyse fluid C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

25 23 bed, idet disse sandskorn måske vil følge med pyrolysegasserne op i partiel oxidationskammeret og medvirke til sintring heri 73 Undersøgelser af transport af koks Til forsøg med koks i bedden blev der fyldt sand på til en bedhøjde på 27,5 cm Den anvendte koks er taget ud af det øverste lag af koksbedden i en totrinsforgasser lige efter et driftsstop og er altså ikke blevet forgasset i nævneværdig grad Koksen var i størrelsen 3 cm i længste mål og helt ned til støvstørrelse Det første udgangspunkt for laboratorieforgasseren var, at flis/kokslaget skulle være omkring 5 cm, og der blev derfor afmålt en mængde koks, således at kokslaget i modellen bliver af samme højde, svarende til 2,2 liter koks Koksen blev sorteret i små og store stykker for først at undersøge, hvor stor en del af det fine koks der bliver fordelt i bedden af den naturlige cirkulation af sandet Bedden blev fluidiseret med en lufthastighed på 4 cm/s, og de små koksstykker blev derefter hældt ned i den ene ende af bedden, modsat afgangsrøret Det blev observeret, at kun de store koksstykker på 1-2 mm blev liggende på overfladen af sandet, mens resten af koksen blev suget ned i bedden Dette kunne observeres, dels ved at koksmængden på overfladen blev mindre og mindre, og dels ved at sandet skiftede farve fra lys beige til en mørkere nuance Udjævningen af de små koksstykker tog ca 5 minutter fra koksstykkerne var hældt i, og til kokslaget var nogenlunde jævnt fordelt over hele beddens længde Derefter blev de store koks hældt i den samme ende Det tog nu væsentligt længere tid at få disse koks til at brede sig over hele beddens overflade Efter 5 minutter var kokslaget 5 cm i den ende, hvor koksen var hældt i, og kun 2 centimeter tykt i den anden ende Figur 76 Billede af ujævn koksfordeling over overfladen af bedden C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

26 24 Endvidere fluidiserede bedden mindre i den ende, hvor den tykke ende af kokslaget befandt sig Det så også ud som om, at nogle af de store koks var sunket ned i sandet i denne ende Efter 10 minutter var koksen nogenlunde jævnt fordelt, men der var stadig en højdeforskel på ca 1 centimeter på koksoverfladen i hver ende af bedden Herefter blev flowet sat op til 5,1 cm/s, hvorved kokslaget jævnede sig helt Højden af kokslaget blev mål til ca 3 centimeter Ved at kigge nærmere efter under kokslaget, kunne det ses, at en del af koksene, lå lige under beddens overflade, trykket ned af vægten af koksene, der lå ovenpå 74 Transport af koks hen over bedoverflade Herefter blev det undersøgt, hvordan koks transporteres i en boblende bed, når der hældes sand og koks i den ene ende af bedden og udtages sand og koks i den anden ende, som forudsat i laboratorieforgasseren (se Appendix B) 741 Forsøg med lufthastighed på 4 cm/s Forsøget blev indledt ved lufthastigheden på 4 cm/s, og afgangsrøret blev åbnet Da beddens overflade lå over rørets åbning, faldt der koks og sand ud gennem hullet Sandet og koksen blev opfanget i en skål og hældt over i den anden ende af bedden For at opnå et så kontinuert flow som muligt, blev der ikke brugt tid på at veje og måle den recirkulere koks og sandmængde Denne procedure blev fulgt i ca 10 minutter med den samme lufthastighed for at se, hvordan kokslaget ville opføre sig Der viste sig igen en ophobning i den ende af bedden, hvor koksen blev hældt i (ligesom på Figur 76) Metoden med at recirkulere sandet sammen med koksen hjalp altså ikke på udjævningen Herefter blev lufthastigheden øget til 12 cm/s, hvorved bedden blev udjævnet For at afgøre nogenlunde, hvor længe det tog en koks at bevæge sig hen over beddens overflade, blev 5 store koks og 5 små koks malet røde, således at koksens vandring hen over bed overfladen kunne følges De store koks havde ca målene 3 x 2 x 1 centimeter, og de små koks målte 2 x ½ x ½ cm Fluidiseringshastigheden blev nu igen sat til 4 cm/s, og de 5 store røde koks blev lagt den ene ende af bedden modsat den ende, hvor afgangsrøret var placeret Det blev taget tid på vandringen, og koks og sand blev taget ud af afgangsrøret og hældt tilbage i den anden ende som tidligere Efter 18 minutter var alle 5 koks nået hen over bedden: C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

27 25 Tabel 71 Transporttid for store koksstykker Koks nr Tid [min] 1 7: Det ses, at der var en stor spredning af koksens transporttid Under forsøget opstod der igen en ophobning af koks i den side af bedden, hvor koks og sand blev hældt ned Figur 77 Billede af ophobning i bed Koks og sand blev fyldt på i den venstre side og taget ud i den højre side Hullet til udtagning kan lige anes i den højre side Et tilsvarende forsøg med de små røde koks blev nu foretaget Ophobningen blev ikke rettet op, idet det skulle observeres, om denne ville forsvinde på længere sigt Forsøget gav følgende resultat: Tabel 72 Transporttid for små koksstykker Koks nr Tid [min] C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

28 26 Som det kan ses af Tabel 71 og Tabel 72, bevæger de store koks sig umiddelbart hurtigere hen over bedden end små koks Dog var der i begyndelsen af forsøget med de små koks den omtalte ophobning i bedden, som måske kan have haft en indflydelse Denne ophobning blev ikke rettet ud Herefter blev det forsøgt at smide begge størrelser koks i, igen uden at rette op på ophobningen Dette gav følgende resultat for transporttiden hen over bedden: Tabel 73 Transporttid for store og små koks, blandet Tid Nr Store koks Små koks 1 4 5:30 2 4:30 6: : Som det kan ses, manglede der en stor og en lille koks Dette skyldtes, at disse efter 45 minutter endnu ikke var dukket op i den anden ende af bedden, hvorefter det blev valgt at afbryde forsøget og stoppe lufttilførslen for at finde dem i bedden Den omtalte ophobning af koks i bedden var efterhånden stagneret til en fast størrelse, og det kunne ses, at der nedenunder ophobningen lå en del koks, der var trykket ned i bedden Ophobningen strakte sig omkring 20 cm ud i bedden, og der kunne ikke observeres nogen bobler i sandet under de ophobede koks, luften løb derimod i små sprækker i sandet Da ophobningen blev spredt ved hjælp af en lineal, blev de manglende røde koks fundet inde i ophobningen 742 Forsøg med højere lufthastigheder Kokslaget blev jævnet ud ved hjælp af en høj lufthastighed, hvorefter forsøgsrækken fortsatte, med højere lufthastigheder Der blev kørt forsøg med tre forskellige lufthastigheder: 5,1 cm/s, 6,1 cm/s og 7,7 cm/s Resultaterne ses i Tabel 74 C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

29 27 Tabel 74 Transporttid for koks ved 3 forsk lufthastigheder Transporthastighed [min] Store koks Små koks Nr 5,1 cm/s 6,1 cm/s 7,7 cm/s 5,1 cm/s 6,1 cm/s 7,7 cm/s 1 10, Omkring 3-5 minutter ,5 4 Omkring 3-5 minutter , Der skete ingen ophobning ved nogen af forsøgene, og kokslaget havde generelt en god og hurtig udjævning Som det ses af Tabel 74, sker der en klart mærkbar reduktion af transporttiden i skiftet fra 5,1 til 6,1 cm/s Da der blev kørt med en lufthastighed på 7,7 cm/s forlod koks og sand bedden så hurtigt, at det var svært at skelne, hvornår de enkelte røde koks dukkede op, derfor den usikre tidsangivelse Samtidig, hvis man sammenholder med resultaterne fra Tabel 71 - Tabel 73, er der ikke nogen tydelig forskel i koksens transporthastighed ved 4 cm/s og 5,1 cm/s Dette kan skyldes, at der ved forsøget med 5,1 cm/s ofte skete en tilstopning af afløbshullet, som ikke forekomme ved forsøgene med 4 cm/s Endvidere kom der meget mere sand ud sammen med koksene i disse forsøg med den høje lufthastighed, idet bedden hævede sig højere over udløbsrørets åbning Denne øgede sandstrøm har sikkert også hjulpet til med at øge gennemstrømningen af koks 75 Konklusion på kolde forsøg De vigtigste resultater af forsøgene kan sammenfattes således være: Selv om der blev arbejdet med lufthastigheder langt under den terminale lufthastighed, fløj der alligevel sandpartikler ud af modellen Bedpartiklernes cirkulation vil suge en vis størrelse af kokspartiklerne med ned i bedden I dette forsøg var det koks under 2 mm, der blev suget med ned Fin koks fordeler sig hurtigere end store stykker Ved lave lufthastigheder var det svært for kokslaget at udjævne sig, men blev lufthastigheden øget og sandcirkulationen sat op, skete udjævningen stabilt C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

30 28 8 Varme forsøg Ifølge den oprindelige projektformulering skulle de enkelte delprocesser (pyrolyse, partiel oxidation og forgasning) undersøges hver for sig Efter det foretrukne anlægsdesign var blevet fastlagt, og de kolde forsøg viste, at dette anlægsdesign så fornuftigt ud, havde projektteamet et stort ønske om at verificere den grundlæggende proces Dette ønske blev fremlagt for PSO-Eltra, som godkendte projektændringen Det skitserede 100 kw laboratorieanlæg blev rentegnet og etableret Størrelsen på 100 kw blev valgt, idet en væsentlig del af komponenterne fra den eksisterende 100 kw totrinsforgasser herved kunne benyttes Herudover bidrog Babcock & Wilcox Vølund med dampoverhedere og styringstavler hertil 81 Design og opbygning af laboratorieanlæg Beregningerne fra appendix B, Tabel B1 og skitsen fra Figur B2 (tv) dannede grundlaget for designet af laboratorieanlægget DTU lavede 3-D modeller i Solid Works til visualisering af reaktorernes placering i forhold til hinanden og tilgængeligheden af målestudse, indføder mv Se Figur 81 Figur 81 3-D modeller af laboratorieforgasseren forud for beslutning om endeligt design C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

31 29 Af væsentlige diskussioner fra den sidste designfase skal her fremhæves diskussionen omkring pyrolysekammerets bredde Design-parametrene for en 100kW forgasser var, at bredden af pyrolyseenheden skulle være 5 cm Projektdeltagerne mente, at der ved en så smal reaktor og ved brug af flis som brændsel ville være stor risiko for brodannelse På den anden side ville en bredere pyrolyseenhed medføre et alt for stort dampforbrug til fluidisering af pyrolyseenheden Dampforbruget hertil var i forvejen sat højere end for større anlæg, og jo højere dampforbruget til pyrolyseenheden er, jo lavere bliver den samlede virkningsgrad Der blev vedtaget et kompromis, hvor pyrolysereaktoren forblev 5 cm i bunden ved dampdoseringen og ellers udvidede sig således, at bredden i toppen af bedden var 15 cm Det nødvendige forbrug af damp til pyrolyseenheden skulle findes ved praktiske forsøg Efter godkendelse af 3-D model blev anlægget rentegnet af DTU og fremstillet af DTU og Babcock & Wilcox Vølund i fællesskab Figur 82 Laboratorieforgasseren under udførelse Øverst tv: Partiel oxidation og svæv Nederst tv Forgasser (forgrund) og pyrolyseenhed (baggrund) Til højre: Den samlede forgasser svejses færdig C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

32 30 82 Valg af bedmateriale Som bedmateriale er valgt sand 13 fra Dansand "Sand 13" er valgt, idet denne er meget finkornet, hvilket er afgørende med hensyn til skalering til laboratoriestørrelse (se herom i Bilag 1) Ulempen ved Sand 13 er, at denne dels indeholder ekstremt fine sandkorn (glimmer) dels indeholder omkring 1,6% K 2 O, som kan medvirke til slaggedannelse Det blev vurderet, at de bedst mulige skalaforhold var mere afgørende end eventuelle sintringsproblemer, som måtte opstå på grund af sandet 2 83 Indledende forsøg med flis Laboratorieanlægget blev etableret i foråret 2002 og klargjort hen over sommeren Primo august 2002 blev der kørt koldtest og herefter varmtest uden brændsel Disse forsøg viste, at flow og temperaturer var som beregnet I august blev der kørt en række indledende forsøg med anlægget Brændslet var tørret flis, med et vandindhold på 10,8% og et aske indhold på 1,2% I de første test var målsætningen at verificere, at en trinopdelt fluidbed forgasser kunne producere en gas med et lavt tjæreindhold Idet opholdstid i partiel oxidationskammeret og i svævet er meget lavere i laboratorieanlægget end i store anlæg, blev det valgt at modvirke disse faktorer ved at hæve temperaturen i partiel oxidationskammeret fra design temperatur på C til C Det blev herved eftervist, at tjæreindholdet efter partiel oxidationskammeret var meget lavt (ca 100 mg/m 3 ), men samtidigt blev det eftervist, at bedmaterialet og flisasken sintrer sammen ved de meget høje temperaturer I laboratorieovnen blev det afprøvet, om det var sandet alene eller i kombination med flisasken sintringerne opstod, idet rent sand og bedmateriale blev opvarmet, og resultatet var at sand der ikke havde været i kontakt med forgasseren ikke sintrede mens sand fra forgasseren sintrede, se Figur 83 Figur 83 Bedmateriale (gul digle) og sand (hvid digle) før og efter opvarmning i laboratorieovn til 1100 C 2 I forvejen var pyrolyseenheden overdimensioneret i forhold til 100kW for at undgå brodannelse (se også afsnit 81) Dampforbruget til pyrolyse ville derfor være større end nødvendigt for at opnå god fluidisering Ved at vælge en grovere sand skulle dampmængden øges yderligere, hvilket vil påvirke energibalance mv i en negativ retning C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

33 31 De høje temperaturer i anlæg gav anledning til belægninger i partiel oxidationskammeret og i svævet, som var blevet hårde under nedkøling Imellem forsøgene blev belægningerne fjernet, hvilket dog igen gav anledning til at beskyttelsesforingen i partieloxidationskammeret blev beskadiget Beskyttelsesforingen blev søgt udbedret, men under et forsøg trængte varme gasser gennem foringen, og metalkappen blev beskadiget Ved et forsøg den 5 september 2002, hvor foringen i partiel oxidationskammeret var søgt lappet, blev der på grund af skade i isoleringen brændt hul i metalkappen til reaktoren Det blev herefter besluttet at udskifte foringen og reducere temperaturen i partiel oxidationskammeret fremover Figur 84 Hul i partiel oxidationsreaktor tv og renoveret reaktor henholdsvis indvendigt (midt) og udvendigt Efter renoveringen blev et nyt forsøg udført den 9 oktober Dette forsøg forløb som planlagt, indtil den ene elektriske dampgenerator gik i stykker, hvorefter forsøget blev stoppet Dampgenerator og manometertavle blev herefter benyttet af LTCFB-projektet, så næste kørsel med LT-BIG anlægget blev den 17 december 2002 Dette forsøg forløb rimeligt Selv om indfødningsproblemerne var søgt udbedret med ekstra damptilførsel under indføderen, gav indfødningen fortsat problemer Under forsøget blev der udtaget tjæreprøver, og det blev eftervist, at processen kunne køre stabilt 3 : Pyrolysereaktor blev opvarmet af såvel damp som recirkuleret sand Temperaturerne i anlægget var rimeligt stabile Tjæreindholdet efter partiel oxidationsreaktoren målt til at være lave: ca 100 mg/nm 3 3 Dog svingede temperaturen i partiel oxidationszonen meget som følge af ustabil indfødning C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC

34 32 Figur 85 Tjæremålinger under forsøget den 17 december 2002 Tabel 81 Oversigt over indledende forsøg august Kold test 2 august Test med dampsystem 9 august Varm test 14 august 1 forsøg 21 august 2 forsøg 26 august 3 forsøg 5 september 4 forsøg 9 oktober 5 forsøg 17 december 6 forsøg 84 Forsøg med neddelt brændsel Efter den indledende forsøgsrække i 2002 stod det klart, at anlægget kunne forbedres væsentligt, hvis der blev foretaget en række ændringer Det blev også klart, at flere forsøg ville være nødvendige for at opnå en proceseftervisning Der blev derfor indleveret en tillægsansøgning i oktober 2002, med henblik på at foretage enkelte mindre ombygninger og gennemføre supplerende testkørsler Ansøgningen blev bevilliget i april 2003 På møde med DTU blev det videre projektforløb aftalt med behørig hensyntagen til DTU's øvrige aktiviteter De væsentligste ændringer af anlægget bestod i af sikre jævn og stabil dosering af brændsel Det blev besluttet at benytte en anden indføder, med dobbeltskrue, som dog kun kan benytte neddelt brændsel Herudover blev der monteret en føler i bedden ved indfødning, som registrerer om fluidiseringen er god Endvidere blev det besluttet, at der skulle laves indledende forsøg med gasrensning med posefilter Efter posefilteret blev monteret en lille beholder med aktivt kul i, som kan adsorbere resttjære efter filteret Denne gaskombination af C:\Data\JDB-Hovedrapport_ver02DOC