当前的世界环境GydF4y2Ba

介绍GydF4y2Ba

印度拥有世界上最大的地区（9米HA），棉花种植是最大的棉花生产商（2.7毫升，0.3 MTHAGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}）.棉花在印度即9个州生产。哈里亚纳邦，旁遮普邦，拉贾斯坦邦，古吉拉特邦，马哈拉施特拉邦，熔点，安得拉邦，卡纳塔克邦和泰米尔纳德邦。古吉拉特邦是印度最大的棉花生产国，占约714000与印度的总面积只有18％（1.6万公顷）MT印度总产量的下棉花种植与0.45吨的平均生产力。在Gujarat产生的主要的农业废物是棉杆（50十万MT），稻壳（3十万MT），玉米废料（20十万MT），甘蔗渣（40十万MT）和花生壳（8十万MT）。GydF4y2Ba^1GydF4y2Ba棉秆具有相同的加热值（17 MJKGGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}在干基础上）作为木材和一半的优质煤炭。由于良好的燃烧特性，它发现了很多用作能源资源。GydF4y2Ba

在可将固体生物质转化为有用能源的各种技术中，气化在研究、发展和应用方面，特别是在发展中国家，正获得最重要的地位。由于高挥发性、高焦炭反应性和低硫含量，几乎所有类型的农用工业和农业残留物都可以很容易地用作气化炉的燃料。气化是将固体生物质在缺氧环境下转化为可燃气体的热化学过程。发生炉煤气的热值为4 ~ 6mjnmGydF4y2Ba^3GydF4y2Ba用于使用空气的气化器。生产者气体的主要可燃组分是一氧化碳，氢气，甲烷和不燃烃。GydF4y2Ba

气化炉主要分为下吸式、上吸式、交叉吸式和流化床。下吸式气化炉的特点是空气或气体与燃料并流。在下吸式（带或不带喉道）气化炉中，焦油和其他热解产物通过反应器的高温氧化区，然后在那里燃烧或裂解。因此，来自下吸式气化炉的发生炉气体含有非常少的焦油（少于1%），。GydF4y2Ba^2GydF4y2Ba)因此，下吸式气化炉广泛应用于发动机应用，也可用于热力应用。然而，这些气化炉是高度燃料专用的。GydF4y2Ba^{3,4,5,6GydF4y2Ba}带喉道的下吸式气化炉可产生质量最好的发生炉气，但不适用于棉秆等农残的气化。对于这种类型的生物质，无喉气化炉更合适。该气化炉的反应区顺序也类似于带喉部的下吸式气化炉。开芯无喉下吸式生物质气化炉适用于灰分含量高达20%的小型生物质。GydF4y2Ba^{7,8,9GydF4y2Ba}棉花秸秆和其他农作物秸秆资源丰富，是一种很有潜力的能源。这些残余物有时在该地区的田间本身被焚烧，这对土壤健康造成不利条件。利用这些农用剩余物在开式气化炉中不仅可以解决问题，而且可以将其转化为有用的能源。然而，在气化炉中使用全棉秆之前，必须将其转化为棉秆的粉碎形式，用作原料。GydF4y2Ba

考虑到这项背景，本研究采用开发开放的核心辐射下降的生物量气化器对切碎棉秸秆气化的实验评估。同时，通过将切碎的棉茎作为饲料库存和煤水相比，还通过将经济分析进行。GydF4y2Ba

材料与方法GydF4y2Ba

在本研究期间，将切碎的棉茎用作气化器中的饲料库存。随着整个棉茎生物量不能直接在气化器反应器中使用，借助棉秸秆碎片将其转化为切碎的材料。GydF4y2Ba

开放核心喉部减少渐进式生物量气化器系统GydF4y2Ba

气化炉系统主要由气化炉反应器、旋风分离器、煤气管道、冷却装置和热力装置组成。气化炉反应器的设计功率为70兆焦耳GydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}(19.44 kW)以棉秆丝为原料的热容量。表1给出了设计和开发敞芯少喉道下吸式气化炉反应器时所考虑的各种假设。根据所解释的方法，得到了开芯喉部少进气气化炉的设计尺寸GydF4y2Ba^10GydF4y2Ba；和。GydF4y2Ba^11GydF4y2Ba根据该设计，用表2中给出的尺寸开发了反应器。反应器的细节如图1所示。反应器的下部的环形空间设置在两个气缸中，用于气流和作用作为将温度保持在反应器内的绝缘体。上部的内筒被绝缘并设置有Gi板包层以减少热量损失。提供了一个带石墨垫圈的法兰接头，用于接头的反应器的接头和下部。开口顶端设置有气密盖，用于在关闭反应器的操作的同时将空气停到反应器中。用操作，气化器的顶部保持开放状态空气从顶部进入反应器。GydF4y2Ba

表1：开式堆芯下吸式气化炉反应器的设计假设GydF4y2Ba

通过燃烧区的空气被转化为发生炉煤气。气体然后通过格栅和流动向上通过环形空间。在反应器内内筒底部上方65毫米处设置了一个格栅，以容纳生物质，并允许生产者气体通过它。炉排由8毫米厚的SS棒制成，两棒之间的间隙为4毫米。采用手动振动机构，避免桥接和窜槽。灰坑从底部封闭。在灰坑的一侧设有气密灰门，用于清除灰垢。反应器安装在如图1所示的MS支架上。反应器有一个直径65毫米的气体出口。该气体出口与旋风分离器的进口相连接。出气口 of the cyclone separator is provided at the top of the cyclone separator as shown in Fig.2. The cyclone separator is developed on the basis of the method described by.^12GydF4y2Ba

旋风分离器出口通过直径65毫米的燃气管道通过冷却装置输送燃气，与燃烧器相连。采用轮阀、GI带、校准孔板(用于测量气体流量)等连接管道。整个冷却机组分为三个单独的水套同心管段，并相互连接。水在进口端内、外管之间的环形空间内连续供应和循环，并通过出口端排出。离心式鼓风机用于从系统中抽出发生炉煤气。燃烧器与风机出口通过GI管(直径40mm)连接。在鼓风机出口端与燃烧器之间设置闸阀，用于调节发生炉煤气进入燃烧器。另一根管(直径15毫米)带有小型鼓风机(50 cfm, 0.25 hp, 1Φ)连接到直径40毫米的管，用于向容克气体量热计提供生产气体，以确定生产气体的热值。GydF4y2Ba

该气化炉性能研究GydF4y2Ba

在12,14,16,18,20和22米的六种不同的气流速率下评估气化器的性能GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}以粉碎后的棉秆生物质为原料。根据原料消耗率（FCR）、比气化率（SGR）、比产气率（SGPR）、当量比（ER）、煤气热值（CV）对气化炉的性能进行了评估GydF4y2Ba_GGydF4y2Ba），气化效率（η），输出能量和残留炭的量。GydF4y2Ba

表2：设计和开发的气化炉的规格GydF4y2Ba

图1：打开芯咽喉向下通风少气化反应器GydF4y2Ba 点击这里查看图GydF4y2Ba

图2：打开核心喉部较少的生物质气化器制度GydF4y2Ba 点击这里查看图GydF4y2Ba

通过称量棉秆在每次测试运行的总时间段之前称重棉茎，测量切碎的棉秆消耗量。气化器的有效运行时间用于计算棉茎生物量消费率在kg h中GydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}。具体气化率表示燃料在一小时进料至气化器每反应器的单位截面积的量。特定气体的生产速率为每气化反应器的单位横截面积所产生的气体的量。GydF4y2Ba

当量比是一次运行中实际使用的空气与该运行所需的化学计量空气的比值。在气化炉顶部用叶片式风速仪测量了实际耗气量。利用棉秆的元素组成计算了空气的化学计量。GydF4y2Ba^13GydF4y2Ba在垃圾燃气量热计的帮助下，在线测量生产者气体的热值。气化效率是转化为生产者气体的生物质的百分比。输出能量是气体流速及其热值的产物。每次试运行后也测量残留炭的量。GydF4y2Ba

经济分析GydF4y2Ba

通过考虑表3中给出的假设，对发达的棉茎和地块进行了发达的气化器系统的经济分析，作为热应用的饲料库存。分析为每年的270,300,330天，在不同的情况下进行分析operating hours per day i.e. 12, 14, 16, 18 and 20 h; and 18m^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}反应器表现出最佳性能的气体流速。经济分析采用净现值、效益成本比和投资回收期等经济指标，按照公司采用的方法进行。GydF4y2Ba^10GydF4y2Ba所有未来收益的现值，并作出投资所需要的资金存在的区别是投资的净现值（NPW）。将来收益的当前值可以通过使用贴现的计算。息假定为贴现purpose.Benefit成本比率（BCR）的折扣率是当收益流的现值是由成本流的现值划分获得的比率。GydF4y2Ba

表3：气化器系统经济分析假设GydF4y2Ba

对于效益成本比项目价值的措施正式选择标准是接受项目效益成本比一或更大的。投资回收期的时间从项目开始之前持续增量生产流净值达到了资本投资的总量。这表明在每年的现金净流入的形式回收累计净现金流出之间的时间长度。GydF4y2Ba

结果与讨论GydF4y2Ba

结果棉茎生物质的物理和热性能，开发核心喉部的开发较低的生物质气化器，开放核心喉部的性能下降较低的生物质气化机，并在以下部分分析并讨论了气化的经济分析GydF4y2Ba

开放核心喉部的性能降低了下降生物量气化器GydF4y2Ba

气化炉的性能在六种不同的气体流量水平（12、14、16、18、20和22 m）下进行GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}）.本研究测定了6种气体流量水平下的燃料消耗率(FCR)、比气化率(SGR)、比产气率(SGPR)、当量比(ER)、产气热值、冷气化效率、产气能量和残焦产量等性能参数。GydF4y2Ba

示于Fig.3.It所述的燃料消耗率和不同级别的气体流量的空气流量的变化，从图中，随着气体流速增加可以看出;燃料消耗和空气流rateis也increased.It显而易见的是，当气体流量增加时，空气的要求是与燃料消耗rate.The燃料消耗率和空气流率的增大增加气化反应速率提高被发现为4.6，5.6，6.4，7.2，7.8和8.5 KGHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}；6.99、10.49、13.99、16.33、19.23、21.25 mGydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}在12、14、16、18、20、22 m的不同气体流量水平下GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}分别。本研究的结果符合由此提出的结果。GydF4y2Ba^13GydF4y2Ba他们发现亚树干木材消耗速率从7.5 kgh增加到12.5 kghGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}随着气体流速从11.14 Nm增加到20.34 NmGydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}。GydF4y2Ba^14GydF4y2Ba研究了23 ~ 47 KGH腰果壳消耗率的增加趋势GydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}随着61至130米的气体流速的增加GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}。GydF4y2Ba

不同气体流量下的比气化率变化如图4所示。从图中可以看出，比气化率值随着气体流量的增加而增大。气化比速率分别为122.99、149.73、171.12、192.51、208.56和227.27 kg hGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}mGydF4y2Ba^{－2GydF4y2Ba}在不同的气流速率为12,14,16,18,20和22米GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}分别。显而易见的是，这种行为类似于燃料消耗的行为与气体流速相似，如图3所示。GydF4y2Ba

图3：燃料消耗率的变化和气流流量的空气流速GydF4y2Ba 点击这里查看图GydF4y2Ba

图4:比气化率和比产气率随气体流量的变化GydF4y2Ba 点击这里查看图GydF4y2Ba

气体流量对比产气量的影响也如图4所示。从图4可以看出，比产气量值也随着气体流量的增加而增加。比产气量值为320.86、374.33、427.81、481.28、534.76和588.24 mGydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}mGydF4y2Ba^{－2GydF4y2Ba}在不同水平的气体流速为12,14,16,18,20和22米GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}分别。本研究中不同气体流速的特定气体生产率的结果符合通过。GydF4y2Ba^15GydF4y2Ba报告SGPR从174.8 m增加到5.374 mGydF4y2Ba^3.GydF4y2BamGydF4y2Ba^{－2GydF4y2Ba}HGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}当气体流率从5.66提高到17.40米GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}用于稻壳的开芯气化。同理，图5所示为比产气率随比气化率的变化。由图5可以看出，比产气速率也随着比气化速率的增加而增加。GydF4y2Ba

图5：具有特定气化率的特定气体生产率的变化GydF4y2Ba 点击这里查看图GydF4y2Ba

气体流量对比产气量的影响也如图4所示。从图4可以看出，比产气量值也随着气体流量的增加而增加。比产气量值为320.86、374.33、427.81、481.28、534.76和588.24 mGydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}mGydF4y2Ba^{－2GydF4y2Ba}在不同水平的气体流速为12,14,16,18,20和22米GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}分别。不同气流量下的产气率与[15]的结果一致，SGPR从174.8 m增加到537.4 mGydF4y2Ba^3.GydF4y2BamGydF4y2Ba^{－2GydF4y2Ba}HGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}当气体流率从5.66提高到17.40米GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}用于稻壳的开芯气化。同理，图5所示为比产气率随比气化率的变化。由图5可以看出，比产气速率也随着比气化速率的增加而增加。GydF4y2Ba

图6：热值和当量比随气体流量的变化GydF4y2Ba 点击这里查看图GydF4y2Ba

发生炉煤气热值随煤气流量的变化如图所示。6.当气体流量达到18 m时，发生炉煤气的热值增加GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}此后开始下降。发热量分别为3.80、4.10、4.35、4.55、4.39和4.20 MJmGydF4y2Ba^3GydF4y2Ba在12的气体流速，14，16，18，20和22米GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}分别。发生炉煤气的热值最小(3.80 MJ mGydF4y2Ba^3GydF4y2Ba)，气体流量为12米GydF4y2Ba^3.GydF4y2Ba/H。可能的原因可能是，在这种气体流速下，等效比率相当低（小于0.2），其中Pyrolys是过程占主导地位，并且可能无法进行适当的气化过程。获得生产者气体的最大热值，为4.55 mJ mGydF4y2Ba^3GydF4y2Ba在18米的气流速率下GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}。在这种热量值下，等效率为0.35。此后，生产者气体的热值开始下降。也许，原因可能是转换为燃烧而不是气化的过程。GydF4y2Ba

气化效率随气体流量和比气化率的变化如图7所示。在气体流量为12、14、16、18、20和22 m时，气化效率值分别为61.92、64.02、67.93、71.05、70.31和67.90%GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}分别。这种行为与气流速率的热值变化的行为类似，如图6所示。从图7可以看出，在18m的气体流速下发现了71.05％的最大气化效率GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}. 因此，可以安全地说，气化炉应在18米处运行GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}气流ratefor最大效率。在4.55 MJM的这种气体流量最大热值GydF4y2Ba^3GydF4y2Ba是实现。气化效率由61.92 %提高到71.05%，气化比速率由122.9 kgh提高到192.51 kghGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}mGydF4y2Ba^{－2GydF4y2Ba}。进一步提高具体的气化率，效率降低。这种降低效率在更高的比气化率下是由于生产者气体的加热值降低，这可能无法通过增加气体流速来补偿。因此，具体的气化率为192.51kghGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}mGydF4y2Ba^{－2GydF4y2Ba}气化效率为71.05%，热值为4.55 MJmGydF4y2Ba^3GydF4y2Ba分别。GydF4y2Ba

图7:气化效率随气体流量的变化GydF4y2Ba和具体的气化率。GydF4y2Ba 点击这里查看图GydF4y2Ba

不同气体流速的燃料消耗率和输入能量的输出能量的变化如图8所示。输出能量值被发现为38.76,48.79,59.16,69.62,74.63和78.54 MJHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}在燃油消耗率为4.6、5.6、6.4、7.2、7.8和8.5 kgh时GydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}随着气体流量从12 m增加到22 mGydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}从图中可以看出，随着燃料消耗率的增加，输出能量增加。图。图8还显示了输出能量的增加率更大，燃料消耗率为7.2 kghGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}，之后，输出能量的增长率就会降低。这可能是生产者气体的发热量随着燃油消耗率的增加而增加，达到7.2 kg/h后，发热量随着燃油消耗率的增加而降低。输入能量分别为73.646、89.656、102.464、115.272、124.878和136.085 MJhGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}在燃油消耗率为4.6、5.6、6.4、7.2、7.8和8.5 kgh时GydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}随着气体流量从12 m增加到22 mGydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}。从图中也可以看出，在输出能量的变化中被注意到，以燃料消耗率的输出能量的变化，注意到类似的趋势。GydF4y2Ba

图8:输出能量随燃油消耗率和输入能量的变化GydF4y2Ba 点击这里查看图GydF4y2Ba

图9显示了不同燃料消耗率和不同气体流量下残焦百分比的变化情况。在燃料消耗率为4.6、5.6、6.4、7.2、7.8和8.5 kg/h时，随着气体流量从12 m增加到22 m，剩余半焦百分数分别为23.91、19.55、17.06、15.13、13.95和12.78% (w/w)GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}从图中可以看出，残炭百分比随着燃料消耗率和气体流量的增加而降低。本研究中的残炭结果与GydF4y2Ba^17GydF4y2Ba当气化速率从6 m增加到33 m时，残余半焦量从28.96 %下降到16.33% (w/w)GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}。GydF4y2Ba

图9：与燃料消耗残余炭的变异GydF4y2Ba流量和气体流量GydF4y2Ba 点击这里查看图GydF4y2Ba

经济分析GydF4y2Ba

开发系统的经济分析是为碎屑秸秆作为热应用的饲料库存进行，并与煤水相比。在18米的气体流速分析系统的经济学GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}在该气化器中的气化效率（71.05％）和热值方面表现更好（4.55 MJHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}）.对每年270天、300天、330天的运行时间和每天不同的运行小时i、e 12、14、16、18和20小时进行了分析。通过计算净现值、效益成本比、回收期和运行成本来检验系统的经济性。气化炉系统的资金表如表4所示。GydF4y2Ba

表4:气化炉系统资本报表GydF4y2Ba

以棉秆丝和型煤为原料的气化炉系统的经济指标见表8。由表可知，在每年各级运行日数和每天运行小时数下，棉秆丝作原料的NPW是型煤的2.15 ~ 2.35倍。由表5可知，以棉秆丝和型煤为原料的气化炉系统的净压值分别由990203卢比和457206卢比提高到2144814卢比和997896卢比，运行日数由每年270卢比提高到330卢比，运行周期由每天12小时提高到20小时。从表中还可以看出，在每年各运行日数和每天运行小时数的水平上，以棉秆丝为原料的bcr均高于型煤。棉秆丝和型煤作为原料的BCR分别为2.06 ~ 2.21和1.41 ~ 1.46。表8也表明,投资回收期不碎棉杆,从3年5个月至3年8个月,比煤球,不同从5年9个月到5年11个月,每天在所有的水平操作时间和操作天每年。棉秆粉碎每小时的操作成本(40.62卢比)也低于成型煤的操作成本(52.43卢比)。因此，可以肯定地说，所开发的气化炉系统以粉碎棉秆为原料比成型煤气炉更经济。GydF4y2Ba

表5：考虑切碎的棉秆的气化器系统的经济指标GydF4y2Ba型煤作为原料GydF4y2Ba 点击这里查看表格GydF4y2Ba

结论GydF4y2Ba

通过开发开放的核心喉部减少下降气化器反应器成功地进行了切碎的棉茎的气化。发现生产者气体的最大热值为4.55 mJGydF4y2Ba^3GydF4y2Ba在气流量为18 m时，气化效率最高，为71.05%GydF4y2Ba^3.GydF4y2BaHGydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}192.51 KGH的和具体的气化率GydF4y2Ba^{－1GydF4y2Ba}mGydF4y2Ba^{－2GydF4y2Ba}考虑棉秆丝的系统运行的效益成本比比以型煤为原料的系统运行的效益成本比值更大。系统的效益成本比率的值从1.45提高到2.18(50.34%),1.45到2.20 1.46(51.17%)和2.20(51.36%)270年每天20个小时的操作期间,每年300和330天的操作分别通过考虑碎棉杆比煤球作为原料。考虑棉秆粉碎运行的系统的回收期(40%，每天运行20小时)比用型煤作为原料的值要小。因此，从实验研究和经济分析可知，与生物质型煤相比，棉秆丝作为生物质气化原料更经济。GydF4y2Ba

确认GydF4y2Ba

提交人感谢俊滩农业大学的当局，印度俊滩（Gujrat），以便提供及时的财政支持，开发和测试气化炉系统。GydF4y2Ba

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