gli impianti con gassificazione del carbone igcc

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Università degli studi di Roma “Tor Vergata”
Facoltà di Ingegneria
Appunti per le lezioni di Sistemi Energetici Avanzati
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE DEL CARBONE
IGCC
Stato dell’arte e prospettive future
Prof. Ing. M.Vellini
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
INDICE
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE……………………......
3
L’isola di gassificazione……………………………………………...
5
Il gassificatore………………………………………………………………..
Trattamento del carbone…………………………………………………….
Unità di separazione dell’aria……………………………………………...
Raffreddamento del syngas e recupero termico………………………….
Depurazione del syngas……………………………………………………..
5
11
12
14
18
L’isola di potenza…………………………………………………….
26
Impianto sovrapposto (TG)…………………………………………………
Impianto sottoposto (IV)…………………………………………………….
27
30
Esempi di gassificatori……………………………………………….
31
Soluzioni impiantistiche e prestazioni globali. Cenni sull’evoluzione 32
di un impianto IGCC………………………………………………….
Esempio numerico – Valutazione delle prestazioni di un impianto
IGCC……………………………………………………………..........
35
BIBLIOGRAFIA…………………………………………………….
69
2
Le turbine a gas in assetto combinato rappresentano attualmente la soluzione
impiantistica più efficiente per la produzione di energia elettrica sotto diversi
punti di vista: elevate prestazioni termodinamiche conseguite, bassi costi di
installazione, modesto impatto ambientale (tematica quest’ultima, sempre più
attuale, dalla quale oramai non si può prescindere). Il limite di questi impianti è
costituito dall’incapacità di funzionare con combustibili poco pregiati dal
momento che la combustione avviene internamente al fluido di lavoro.
Attualmente, tuttavia, il rapporto R/P (riserve accertate/produzione annua), è
sbilanciato a favore di un combustibile “sporco”: tale rapporto è infatti pari a circa
250 anni per il carbone e solamente 60-70 anni per il gas naturale.
Per sostenere la competitività di un paese, pertanto, che non può basarsi su un
unico combustibile, è necessario coniugare due esigenze opposte: le prestazioni
ottenibili dai cicli combinati e la policombustibilità che è una caratteristica tipica
degli impianti a vapore.
Negli ultimi anni ingenti sforzi di ricerca sono stati rivolti allo studio della
gassificazione che rende compatibili le turbine a gas con il carbone e più in
generale con i combustibili pesanti.
La gassificazione è un processo di trasformazione di un combustibile, liquido o
solido (carbone, residui di raffineria, oli pesanti, etc.), in un gas di sintesi (detto
appunto syngas) pulito e utilizzabile quindi in motori a combustione interna. La
gassificazione rende così compatibili le turbine a gas con il carbone e apre
interessanti prospettive in termini di abbattimento delle emissioni di CO 2 .
La gassificazione è un processo perseguito e realizzato anche a livello industriale
da molti anni. Nella seconda metà del 1800 riscaldando il carbone in assenza di
ossigeno, si produceva un gas (chiamato anche gas di città) con cui venivano
illuminate le strade di importanti città (Londra ad esempio). Le tecnologie di
gassificazione, con O 2 quale ossidante, si svilupparono intorno agli anni 19201930, quando furono disponibili processi di produzione dell’ossigeno a basso
costo (processo Linde). Durante la seconda guerra mondiale il processo di
gassificazione venne utilizzato per produrre benzine sintetiche. Fino alla crisi
petrolifera degli anni ’70, tale processo, conobbe periodi di stasi vista l’ampia
disponibilità ed il basso costo del petrolio. Marginalmente, comunque, continuò
ad essere impiegato per la produzione di benzine sintetiche e di composti di base
per l’industria chimica, soprattutto in aree geografiche ricche di carbone e povere
di altri combustibili fossili (Sud Africa). Successivamente l’incremento dei prezzi
del petrolio e l’attenzione rivolta alle problematiche ambientali e di smaltimento
dei residui di raffineria, hanno rivalutato la gassificazione integrata alla
3
produzione di energia elettrica di grande taglia. Sono nati così gli IGCC
(Integrated Gasification Combined Cycle), impianti nei quali il carbone viene
trasformato in un gas di sintesi, viene raffreddato e pulito in una prima sezione
chiamata isola di gassificazione e infine viene impiegato come combustibile per
alimentare un ciclo combinato in una seconda sezione chiamata isola di potenza.
IGCC
Come già detto, la gassificazione consiste nella trasformazione, attraverso una
serie di reazioni chimiche che avvengono all’interno di un reattore chiamato
gassificatore, di un combustibile liquido o solido in un gas combustibile (detto
syngas). Il syngas è costituito principalmente da monossido di carbonio (CO) e
idrogeno (H2). Il processo è molto complesso e prevede, oltre al gassificatore, la
presenza di una serie di componenti aggiuntivi. La fig. 1 fornisce una
rappresentazione concettuale dell’IGCC: emerge chiaramente la sua complessità e
si possono notare le numerose interconnessioni tra i vari sotto componenti.
Fig.1 - Schema concettuale di un impianto IGCC.
Nel seguito seguenti verranno dapprima illustrati i componenti costituenti l’isola
di gassificazione e i vari processi necessari alla produzione del syngas: le
tipologie di gassificatori, il trattamento del carbone, la produzione dell’ossidante
da inviare al reattore, il raffreddamento e il recupero termico del syngas, la
depurazione del gas di sintesi. Successivamente verrà descritta l’isola di potenza,
costituita da un ciclo combinato, e verranno evidenziate le differenze rispetto ad
un tradizionale impianto a gas naturale, differenze dovute sostanzialmente al
diverso combustibile che alimenta la camera di combustione della TG.
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L’isola di gassificazione
Il gassificatore.
Il gassificatore (fig. 2) è un reattore che prevede tre flussi entranti: il combustibile
(liquido o solido), l’ossidante (aria o ossigeno1) e acqua o vapore; i flussi uscenti
sono due: il syngas grezzo e le ceneri.
Fig.2 - Flussi di massa in un gassificatore.
Il syngas grezzo è una miscela composta principalmente da monossido di
carbonio (CO), anidride carbonica ( CO 2 ), idrogeno ( H 2 ), vapor d’acqua ( H 2 O ) e
metano ( CH 4 ); ci sono poi altri elementi indesiderati quali: i composti dello zolfo
(solfuro di idrogeno, H 2S , e solfuro di carbonile,COS), i composti dell’azoto
(ammoniaca, NH 3 , e acido cianidrico, HCN), metalli alcalini (sodio, Na, potassio,
K, litio, Li), particolato, acido cloridrico (HCl), etc.
Le reazioni chimiche energeticamente più significative che avvengono all’interno
del gassificatore sono le seguenti:
1
O2 → CO + 110.6 kJ / mol
2
C + O2 → CO2 + 393.7 kJ / mol
combustione totale
C + H 2O → CO + H 2 - 131.4 kJ / mol
gassificazione
(C + CO2 → 2CO
gassificazione)
(C + 2 H 2 → CH 4
idrogassificazione)
C +
CO + H 2O → CO2 + H 2 + 41.2 kJ / mol
combustione parziale
water gas shift
CO + 3H 2 → CH 4 + H 2O + 206.4 kJ / mol metanazione
1
L’ossidante, reso disponibile a diversi gradi di purezza, viene separato dall’azoto in apposite
unità di trattamento dell’aria (A.S.U. Air Separation Unit).
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Le prime due reazioni sono fortemente esotermiche e portano la temperatura del
reattore a valori tali da consentire le altre reazioni; in particolare la reazione di
combustione totale avanza in funzione della quantità di ossigeno disponibile.
La terza reazione è endotermica ed è favorita alle alte temperature, tale reazione
giustifica l’introduzione di acqua o di vapore come elemento moderatore della
temperatura e apportatore di idrogeno: gli elementi fondamentali del syngas
grezzo sono infatti monossido di carbonio e idrogeno.
La quarta reazione determina il rapporto tra i due gas utili nel syngas grezzo (CO
e H2).
La quinta reazione è importante nei gassificatori a bassa temperatura (o laddove si
voglia produrre metano sintetico).
Il processo di gassificazione e le reazioni chimiche descritte dipendono da una
serie di parametri termofisici e in particolare dal tempo di permanenza del carbone
nel reattore, dalle condizioni termodinamiche (pressione e temperatura) vigenti
all’interno del gassificatore, dai rapporti ossigeno/combustibile e
H2O/combustibile con cui si opera e dal grado di purezza dell’ossidante:
- all’aumentare della temperatura sono favorite le reazioni endotermiche di
gassificazione con il risultato di ottenere un syngas con elevato contenuto di
monossido di carbonio e idrogeno;
- all’aumentare della pressione sono favorite le reazioni che avvengono con
riduzione del numero di moli; si ottiene un syngas con minore contenuto di
monossido di carbonio e idrogeno e un maggiore contenuto di anidride
carbonica, vapor d’acqua e metano;
- all’aumentare contemporaneo di pressione e temperatura si ottengono elevati
valori di conversione del combustibile;
- all’aumentare del rapporto ossigeno/combustibile diminuisce la
concentrazione di monossido di carbonio e idrogeno ed aumenta quella di
anidride carbonica, vapor d’acqua e metano; in altre parole, all’aumentare del
rapporto ossigeno/combustibile vengono “spinte” le reazioni di combustione.
E’ comunque essenziale che tale rapporto sia tale da consentire elevati valori
di conversione del combustibile;
- all’aumentare del rapporto H2O/combustibile aumentano nel syngas le
percentuali di anidride carbonica, di vapor d’acqua e di idrogeno e
diminuiscono quelle di CO e CH4. La necessità di elevate quantità di H2O è
necessaria solo in presenza di modesti quantitativi di ossidante (ovvero per
basse temperature di gassificazione).
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Concettualmente la gassificazione prevede diverse fasi che si succedono grazie al
progressivo riscaldamento del carbone ad opera delle reazioni esotermiche (fig.3).
All’aumentare della temperatura avvengono in cascata le seguenti fasi:
- Deumidificazione (fino a 200-300°C) durante la quale vengono liberati l’acqua
e i composti gassosi volatili;
- Volatilizzazione delle molecole di idrocarburi con legami deboli (a circa
500°C), all’aumentare della temperatura le complesse strutture molecolari del
carbone si spezzano e si formano il TAR (Topping Atmospheric Residue,
costituito da idrocarburi pesanti) e il char (un residuo solido costituito
praticamente da carbonio puro).
- Gassificazione dei composti pesanti in fase liquida. Il tar viene gassificato
solo in presenza di idonee condizioni termodinamiche.
- Gassificazione del char secondo le reazioni precedentemente introdotte.
Le ceneri prodotte dal processo di gassificazione possono essere portate allo stato
fuso se si raggiungono temperature superiori a quella di fusione (1100-1200°C);
in tal caso il successivo raffreddamento fa si che possano coalescere formando
così un agglomerato inerte di grossa granulometria (slag) facilmente rimuovibile.
La figura seguente riporta la perdita percentuale in peso di un campione di
carbone durante le fasi termiche descritte.
Fig.3 - Perdita percentuale in peso di un campione di carbone
durante le varie fasi termiche.
Le trasformazioni, ora descritte in maniera generale, avvengono diversamente a
seconda del tipo di gassificatore che viene utilizzato.
7
I gassificatori sono riconducibili a tre categorie principali:
¾ gassificatori a letto fisso,
¾ gassificatori a letto fluido
¾ gassificatori a flusso trascinato.
Gassificatori a letto fisso.
In questa soluzione (fig.4) il carbone fluisce in controcorrente con il syngas
prodotto dal letto. All’ingreso del reattore si liberano gli elementi più volatili e si
produce tar che rimane nel gas. Il syngas prodotto si raffredda man mano che
avanza verso l’uscita del reattore mentre nella zona centrale viene gassificato il
char per reazione con ossigeno e vapore. Il gas prodotto è a temperature moderate
(450-550°C) ma necessita di essere “lavato” dagli idrocarburi liquidi che vengono
separati e successivamente riciclati. A questa categoria appartengono i processi
Lurgi e British Gas/Lurgi.
Fig.4 - Schema concettuale di un gassificatore a letto fisso e distribuzione
qualitativa della temperatura lungo l’asse del reattore.
Caratteristiche funzionali e prestazionali:
-
elevata efficienza energetica (lo scambio termico avviene in controcorrente);
temperatura massima, raggiunta nel letto, elevata con conseguente fusione
delle ceneri;
modesta temperatura del syngas all’uscita del reattore;
basso consumo di ossidante (rapporto ossigeno/combustibile = 0.3-0.6);
elevato consumo di acqua (rapporto acqua/combustibile = 0.3-1.5);
pezzatura del carbone di alimentazione compresa tra 5 e 50 mm con poche
ceneri e poche particelle fini;
8
-
bassa potenzialità (il carbone rimane per molto tempo all’interno del letto, da
una a tre ore di permanenza);
syngas grezzo con elevate percentuali di idrocarburi pesanti (TAR) e bassi
trascinamenti di particolato;
composizione tipica del syngas (%vol):
15% CO, 30% CO 2 , 45% H 2 , 10% CH 4
Gassificatori a letto fluido.
E’ costituito da un letto di carbone finemente macinato e miscelato con una sabbia
inerte (fig.5); un flusso continuo di ossidante e di vapore in pressione agisce da
fluidificante. La temperatura operativa è di 800-1000°C. Aggiungendo sorbente al
letto si può ottenere una buona rimozione dello zolfo già in fase di produzione del
syngas grezzo. Per questa configurazione risulta critico ottenere una buona
conversione del carbonio che tende a rimanere intrappolato nel letto di ceneri.
Nella maggior parte dei casi è necessario evitare che le ceneri raggiungano il
punto di fusione; in tal caso si formerebbero infatti degli agglomerati di materiale
inerte e ceneri fuse che provocherebbero una diminuzione della fluidità del
processo, riducendone notevolmente l’efficienza. A questa categoria
appartengono i processi KRW, HTW e U-gas.
Fig.5 - Schema concettuale di un gassificatore a letto fluido e distribuzione
Caratteristiche funzionale e prestazionali:
-
distribuzione uniforme della temperatura lungo il gassificatore, la
temperatura si mantiene al di sotto della temperatura di fusione delle ceneri,
fenomeno che distruggerebbe il letto;
9
-
moderato consumo di ossidante (rapporto ossigeno/combustibile = 0.5-0.8);
moderato consumo di acqua (rapporto acqua/combustibile = 0.3-0.8);
il syngas presenta un basso contenuto di TAR ma elevato trascinamento di
particolato che richiede ricircoli di char;
media potenzialità (30-60 min. di permanenza);
accetta una grande varietà di combustibili;
possibilità di operare la desolforazione internamente al gassificatore;
40% CO, 20% CO 2 , 30% H 2 .
Gassificatori a flusso trascinato.
Sono in pratica dei combustori che lavorano in difetto di ossigeno (fig.6). Operano
a temperature molto elevate (1200-1400°C) in modo tale da avere una cinetica di
reazione molto veloce e quindi tempi di residenza ridotti (pochi secondi). Le
ceneri sono portate oltre il punto di fusione e poi separate sotto forma di slag. Tali
gassificatori sono i più diffusi essendo semplici, economici nonché compatti dal
punto di vista realizzativo. Accettano qualsiasi tipo di carbone in qualunque
pezzatura (da ridurre comunque a polverino). Il loro punto critico è la necessità di
operare un recupero termico efficiente dal syngas, essendo questo prodotto a
temperature molto elevate, per non penalizzare le prestazioni dell’impianto.
L’alimentazione, effettuata dall’alto, è costituita da uno slurry in cui l’acqua
agisce da vettore che trasporta il carbone all’interno del reattore in equicorrente
con l’ossidante; il syngas grezzo fluisce dal basso insieme alle ceneri scorificate
che possono essere facilmente rimosse. A questa categoria appartengono i
processi Shell, Texaco, Destec e molti altri.
Fig.6 - Schema concettuale di un gassificatore a flusso trascinanto e distribuzione
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Caratteristiche funzionali e prestazionali:
-
elevato consumo di ossidante (rapporto ossigeno/combustibile = 0.7-1.0);
basso consumo di acqua (rapporto acqua/combustibile = 0-0.1);
possibilità di gassificare qualunque tipo di carbone;
syngas privo di idrocarburi pesanti e di metano;
scorie prodotte allo stato vetrificato e praticamente inerti;
elevata potenzialità (pochi secondi di permanenza del carbone nel reattore);
60% CO, 3% CO 2 , 30% H 2 .
Trattamento del carbone.
Il trattamento del carbone comprende lo stoccaggio, la macinazione e la
preparazione della miscela che alimenta il gassificatore. Operando quest’ultimo ad
alta pressione (30-70 bar) il carbone può essere inserito mediante due
metodologie:
- preparando un miscuglio di acqua-carbone, lo
successivamente pompato all’interno del gassificatore;
slurry,
che
viene
- con i cosiddetti “lock-hoppers” che sono processi discontinui in cui il carbone
è caricato a pressione atmosferica in tramogge, pressurizzato con gas,
scaricato nel gassificatore e depressurizzato nuovamente per iniziare il ciclo.
La prima soluzione è molto semplice e fornisce anche l’acqua necessaria alla
gassificazione: tale acqua, però, deve essere vaporizzata e sottrae pertanto apporto
termico con conseguente riduzione del potere calorifico inferiore del syngas
prodotto.
L’alimentazione con slurry consente di immettere la miscela all’interno del
gassificatore mediante sistemi di pompaggio, molto più semplici e meno
dispendiosi da un punto di vista energetico dei sistemi con lock-hoppers necessari
per l’alimentazione a secco.
In fig.7 viene riportato lo spaccato di un “rod mill” all’interno del quale il
carbone viene macinato mediante rotazione delle strutture tubolari che si
estendono per tutta la lunghezza del mulino e mischiato con acqua per produrre lo
slurry.
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Fig.7 - Spaccato di un Rod mill.
La fig. 8 riporta schematicamente le varie fasi di trattamento del combustibile nel
caso in cui il carbone sia alimentato al gassificatore mediante slurry o tramite lock
hoppers.
Fig.8 - Schemi concettuali delle unità di trattamento del carbone.
I gassificatori in pressione hanno comunque il vantaggio di operare con minori
volumi di gas e quindi sono limitate le dimensioni di tutti i componenti.
Unità di separazione dell’aria (ASU).
Questa sezione fornisce un ossidante ad alto tenore di ossigeno (solitamente il
95%) separandolo dall’azoto presente nell’aria. L’ASU (Air Separation Unit)
sfrutta un processo criogenico a doppia colonna che necessita di compressori,
12
scambiatori di calore e colonne di separazione all’interno delle quali l’aria viene
distillata a bassa temperatura (fig.9). Le operazioni principali che avvengono
all’interno dell’ASU sono: compressione dell’aria, pre-purificazione e
separazione.
QASU
LASU
A.S.U.
aria
C
ossidante
COLD BOX
unità di
purificazione
N
2
Fig.9 - Schema concettuale dell’ASU.
L’aria atmosferica viene filtrata per rimuovere le polveri presenti e compressa
fino a una pressione di circa 5-6 bar, in seguito viene purificata per rimuovere
sostanze contaminanti, vapor d’acqua e anidride carbonica che potrebbero
congelare nelle fasi successive del processo. L’aria, inviata nel “cold box”, viene
portata ad una temperatura di circa 100 K passando in una serie di scambiatori di
calore: per favorire il recupero termico un primo raffreddamento viene eseguito
utilizzando il prodotto di fondo (ossigeno) della colonna di distillazione e
successivamente il prodotto di testa (azoto) mentre l’ultimo raffreddamento viene
effettuato con un fluido criogenico. Infine, l’aria, entra nella colonna di
distillazione all’interno della quale, per via dei differenti punti di ebollizione,
viene separata in ossigeno, azoto e argon (fig.10).
Fig.10 - Particolare dell’ASU.
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L’ASU fornisce ossigeno a pressione e temperatura ambiente: è quindi necessaria
una compressione fino alla pressione vigente nel gassificatore: Generalmente si
realizza una compressione interrefrigerata in più stadi che consente sia di
contenere il lavoro di compressione sia di evitare il raggiungimento di
temperature finali di compressione critiche (l’ossigeno ad alta temperatura diventa
corrosivo).
La gassificazione ad ossigeno offre due vantaggi fondamentali rispetto a quella ad
aria:
- il syngas ha un potere calorifico maggiore non essendo diluito dall’azoto e
quindi, a parità di output energetico, ne occorre una portata minore con
conseguenti vantaggi in termini di dimensioni dei componenti dell’impianto;
- nel gassificatore non entra l’inerte che richiederebbe calore per essere portato
alle temperature vigenti nel gassificatore, con un avanzamento delle reazioni
di ossidazione e quindi un’ulteriore diminuzione del potere calorifico, nonché
un incremento del flusso termico da recuperare.
La produzione e compressione dell’ossigeno è tuttavia un processo oneroso da un
punto di vista energetico (viene assorbita circa il 10% della potenza netta prodotta
dall’impianto IGCC), che comporta una penalizzazione dell’efficienza globale
dell’impianto.
Infine, vale la pena accennare alla possibilità di alimentare l’ASU prelevando la
portata d’aria necessaria dal compressore della turbina a gas. Questa soluzione
detta “integrata” prevede che l’aria compressa vada direttamente alle colonne di
distillazione (con il vantaggio di eliminare un compressore ad-hoc per
alimentarle). In questo modo, però, l’ASU diventa pressurizzato e produce così
ossigeno e azoto a circa 3 bar (considerando pari a 15-18 bar la pressione dell’aria
all’ingresso dell’ASU). Inoltre l’aria, all’uscita del compressore, deve essere
raffreddata con conseguente necessità di un recupero termico e quindi ulteriori
scambiatori di calore. L’integrazione ASU-TG, quindi, complica notevolmente sia
il lay out sia la gestione dell’impianto.
Raffreddamento del syngas e recupero termico.
Il syngas grezzo, all’uscita del gassificatore è un gas caldo e “sporco”. Gli
elementi inquinanti presenti, in percentuali variabili a seconda della pezzatura del
carbone utilizzato e della tipologia di reattore adottato sono: ceneri, zolfo, metalli
alcalini, ammoniaca, metalli pesanti, mercurio, etc. La rimozione di tali inquinanti
richiede di portare il gas di sintesi a una temperatura prossima a quella ambiente;
è necessario, quindi, operare un raffreddamento con un efficiente recupero
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termico. Considerando un gassificatore a flusso trascinato alimentato da uno
slurry di acqua-carbone, il flusso energetico entrante è costituito dalla portata di
carbone per il suo potere calorifico inferiore mentre i flussi energetici uscenti
sono:
- la portata del syngas ottenuto per il suo potere calorifico inferiore, che
rappresenta l’output pregiato dell’isola di gassificazione e che costituisce
l’input principale dell’isola di potenza. Si definisce “cold gas efficiency”:
cold gas efficiency =
msyngas ⋅ H isyngas
mcarbone ⋅ H icarbone
tale valore non va inteso come il rendimento del gassificatore dal momento
che sono presenti altri flussi energetici che interessano il rendimento finale
di conversione del carbone in elettricità;
- le perdite termiche, il carbonio incombusto, il rilascio delle ceneri e dello slag
ad alta temperatura, pari a pochi punti percentuali rispetto al flusso termico in
ingresso;
- la perdita relativa al potere calorifico dello zolfo che verrà separato per motivi
di impatto ambientale, il cui valore dipende dal tenore di zolfo contenuto nel
carbone di partenza;
- il flusso termico associato al raffreddamento del syngas che rappresenta una
quota di notevole entità rispetto all’apporto termico introdotto nel sistema
(dell’ordine del 20%).
Fig.11 - Bilancio di massa e di potenza termica
in un gassificatore a flusso trascinato.
15
In fig. 11 è riportata una schematizzazione a “black box” dei principali flussi di
massa e potenza termica in un gassificatore a flusso trascinato.
Il raffreddamento del syngas costituisce un apporto energetico significativo: il suo
efficiente recupero è pertanto un elemento rilevante ai fini della valutazione delle
prestazioni dell’intero impianto. Tipicamente il calore viene sfruttato per produrre
vapore a diversa pressione che evolve nel ciclo bottoming dell’isola di potenza.
A questo scopo vengono impiegati scambiatori di calore che possono essere molto
delicati e costosi (chiamati “syngas coolers”). Facendo riferimento ai gassificatori
a flusso trascinato sono individuabili quattro sistemi principali:
- “syngas coolers” radiativo e convettivo (fig.12): si ha un primo
raffreddamento del syngas, uscente ad alta temperatura dal gassificatore
(1200-1400°C), fino a circa 900°C in uno scambiatore radiativo (dove il
meccanismo di scambio termico prevalente è l’irraggiamento). Lo slag che
solidifica viene successivamente separato da un ciclone. Segue un secondo
raffreddamento del syngas, che porta il gas a temperature di 250-300°C
tramite uno scambiatore convettivo. Entrambi i syngas coolers producono
vapore ad alta pressione (100-140 bar) e pertanto effettuano un recupero
termico efficiente. Questa soluzione è caratterizzata da elevati costi di
investimento. Un esempio di realizzazione è l’impianto di Tampa (Florida)
con tecnologia Texaco.
Fig.12 - Scema concettuale di syngas coolers radiativo e convettivo.
- spegnimento (quench) dei gas ad alta temperatura mediante iniezione di
acqua o di slurry acqua-carbone (fig.13): viene dapprima abbassata la
temperatura del gas di sintesi, tramite iniezione di acqua, fino a valori
dell’ordine dei 900-1000°C, successivamente vengono separate le ceneri
solidificate e quindi viene impiegato uno scambiatore convettivo che produce
16
vapore ad alta pressione. Un esempio di realizzazione è l’impianto di Wabash
River (USA) con tecnologia Destec.
Fig.13 - Schema concettuale di quench mediante iniezione di acqua o di slurry.
- quench ad alta temperatura mediante ricircolazione parziale del gas di sintesi
già raffreddato (fig.14): a differenza dello schema precedente in questo caso
viene usato il syngas freddo che viene parzialmente ricircolato per effettuare
lo spegnimento, segue la rimozione dello slag e lo scambiatore convettivo per
la produzione di vapore di alta pressione. Due esempi realizzativi sono gli
impianti di Buggenum (Olanda) e Puertollano (Spagna) con tecnologia Shell e
Prenflo.
Fig.14 - Schema concettuale di quench con ricircolazione parziale del syngas.
- quench completo (fig.15): in questo caso il syngas viene raffreddato con un
ingente quantitativo di acqua fino a portarlo a condizioni di saturazione: la
temperatura che si ottiene dipende ovviamente dalla pressione del
gassificatore (per i valori operativi tipici è attorno ai 250°C). Il livello di
temperatura a cui è possibile recuperare calore, prevalentemente dalla
condensazione dell’acqua evaporata nel quench, viene drasticamente ridotto
17
(con il risultato di produrre vapore di bassa pressione a non più di 10-20 bar).
Il grande vantaggio rispetto alle altre configurazioni è l’eliminazione dei
syngas coolers, con conseguente riduzione dei costi impiantistici ed aumento
dell’affidabilità. Esempi realizzativi sono i tre impianti italiani di
gassificazione dei residui di raffineria basati su tecnologia Texaco: Sarroch
(Sardegna), Falconara (Marche) e Priolo Gargallo (Sicilia).
Fig.15 - Schema concettuale di quench completo.
Il recupero termico richiede altri scambiatori, meno impegnativi dal punto di vista
progettuale ed economico, che portano il syngas a circa 40-50°C. Tale calore
viene utilizzato per:
- preriscaldare il gas depurato anche mediante saturazione;
- produrre vapore di bassa pressione.
Tale discussione però andrebbe riferita a schemi impiantistici ben precisi.
Depurazione del syngas.
Il syngas prodotto dal gassificatore contiene una serie di sostanze indesiderate
quali ceneri fini (fly-ash, ceneri volanti), particolato e acidi solforati che è
necessario rimuovere in quanto rendono impossibile l’uso tal quale del gas grezzo
di sintesi. La sequenza dei sistemi di depurazione dipende dal gassificatore
adottato: i vari reattori, infatti, producono syngas di diverse caratteristiche
(temperatura, contenuto di tar, particolato, etc.) che influenzano
significativamente la configurazione del sistema di depurazione del gas grezzo:
- nei gassificatori a letto fisso, caratterizzati da modesta temperatura del syngas
grezzo prodotto, con presenza di idrocarburi pesanti e di particolato, il
raffreddamento e la rimozione di polveri avviene simultaneamente in un unico
componente, a valle del quale il syngas viene poi desolforato (fig.16).
18
Fig.16 - Sequenza dei sistemi di depurazione nei processi a letto fisso.
- nei gassificatori a letto fluido, con gassificatori operanti a temperature elevate,
con medio-basso contenuto di tar ed elevato trascinamento del particolato, è
innanzitutto necessario depolverizzare il syngas (generalmente mediante un
ciclone), successivamente il syngas viene raffreddato (e si produce vapore),
depolverizzato a fondo e infine desolforato (fig.17).
Fig.17 - Sequenza dei sistemi di depurazione nei processi a letto fluido.
- nei processi a letto trascinato, caratterizzati da temperature elevate del syngas
grezzo e assenza di idrocarburi pesanti, è essenziale operare, come già detto in
precedenza, un raffreddamento del gas di sintesi ad alta temperatura;
successivamente il syngas viene depolverizzato e infine desolforato mediante
processi a bassa temperatura (fig.18).
Fig.18 - Sequenza dei sistemi di depurazione nei processi a letto trascinato.
Rimozione delle particelle solide.
Per la rimozione delle particelle solide sono disponibili diverse tecnologie che
sostanzialmente dipendono dai seguenti fattori:
19
- caratteristiche del particolato: in particolare la granulometria,
caratteristiche chimico-fisiche (viscosità, coesione, densità);
le
- caratteristiche dell’effluente gassoso: quali temperatura, pressione, umidità,
contenuto di sostanze corrosive o tossiche;
- caratteristiche operative: quali l’efficienza di rimozione richiesta, la portata
volumetrica da trattare, eventuali limitazioni sugli ingombri.
I vari sistemi di separazione a disposizione differiscono per il principio di
separazione adottato. L’effetto finale è l’urto delle particelle contro pareti solide o
superfici liquide che quindi riducono la velocità delle particelle solide
consentendo la separazione dal flusso gassoso. Le cause che determinano l’urto
differiscono a seconda del sistema di rimozione considerato; quelle che
interessano in questa sede sono sostanzialmente le seguenti:
- urto diretto: la particella impatta frontalmente contro superfici solide o liquide
disposte lungo la sua traiettoria, i sistemi di rimozione che operano secondo
questo principio sono i filtri e le torri di lavaggio;
- forza di gravità: la componente di velocità verticale della particella
(determinata proprio dalla forza di gravità) diventa significativa ai fini della
separazione delle particelle quando è confrontabile con la velocità di
trascinamento come avviene nel caso delle camere di sedimentazione;
- forza centrifuga: un intenso moto rotatorio può imprimere alle particelle
un’elevata componente di velocità in direzione radiale fino a portarle all’urto
con le pareti laterali del sistema di rimozione (come nel caso dei cicloni);
- forze elettriche: le particelle solide vengono deviate dalla loro traiettoria
applicando forze elettriche che ne consentono l’attrazione verso superfici
conduttrici con conseguente urto e separazione, in base a questo principio
funzionano i precipitatori elettrostatici.
Tali fenomeni possono essere presenti anche contemporaneamente in uno stesso
dispositivo. Ci sono poi fenomeni secondari (urto tra particelle e agglomerazione)
che complicano la fenomenologia e la schematizzazione dei processi. I sistemi per
la rimozione del particolato sono:
-
separatori a gravità (camere di sedimentazione);
separatori centrifughi (cicloni, multicicloni);
separatori ad umido (wet scrubbers);
filtri a manica;
precipitatori elettrostatici (ESP).
20
Le prestazioni di un sistema di rimozione del particolato vengono caratterizzate,
in genere, da due indici:
- l’efficienza globale di rimozione: definita come il rapporto tra la massa di
particolato rimossa e quella inizialmente presente nel gas da trattare;
- l’efficienza frazionata: definita come il rapporto tra la massa di particolato di
dimensioni prefissate rimossa e quella inizialmente presente nel gas da
trattare. Tale rendimento è tanto più basso quanto minore è la dimensione
delle particelle considerate.
I diversi parametri operativi per le principali tecnologie disponibili sono riportati
in tab. 1. I costi e le perdite di carico sono riportati secondo una scala da 1 a 10.
Sistema di rimozione
Efficienza globale
Costo iniziale
Costo di esercizio
Perdite di carico
Camere di sedimentazio
Cicloni
Precipitatori elettrostatic
Filtri a manica
Torri di lavaggio
60%
85%
99%
99%
95%
1
2
10
8;9
6
1
2
1
5;9
6
1
3
1
2
1
Tab.1 - Parametri operativi delle principali tecnologie
di rimozione del particolato.
La tab. 2 riporta sinteticamente i vari campi di applicazione e i relativi vantaggi e
svantaggi dei diversi sistemi di rimozione del particolato.
Sistema di rimozione
Cicloni
Precipitatori
elettrostatici (ESP)
Filtri a manica
Precipitatori a umido
Campo di applicazione
Vantaggi
Svantaggi
Rimozione di polveri
grossolane
Bassi costi, semplicità
e versatilità, basso
ingombro
Efficienza modesta, rischi
di erosione, corrosione e
intasamento
resistive, con un ampio
intervallo di dimensioni,
portata e temperatura del
gas
Concentrazioni di polveri
non troppo elevate, gas
non aggressivo
Alta efficienza,
adattabilità ad alte pressioni e temperature,
basse perdite di carico
adesive, con rischio di
incendio o esplosione,
portate di gas anche molto
variabili
Alta efficienza, bassi
costi, basso ingombro,
riduzione del rischio di
incendi e di esplosioni
Elevati costi iniziali,
manutenzione onerosa,
sensibilità alle variazioni
di temperatura, rischio di
incendio
Alti costi di gestione,
sensibilità ai gas aggressivi e all'umidità, rischio di
intasamento e di incendio
Alti costi di gestione,
rischio di corrosione e
intasamento, recupero
delle polveri sotto forma
di fanghi
Alta efficienza e basso
ingombro
Tab.2 - Campi di applicazione e caratteristiche
dei sistemi di rimozione del particolato.
21
La rimozione del particolato negli impianti IGCC è affidata prevalentemente ai
sistemi ad umido (torri di lavaggio) e ai cicloni.
I cicloni rimuovono soltanto le particelle solide di maggiori dimensioni che
potrebbero poi produrre erosione e sporcamento dei syngas coolers; vengono
generalmente utilizzati con gassificatori a letto fluido per consentire una prima
depolverizzazione del gas grezzo.
Gli scrubbers, da utilizzarsi a valle dei syngas coolers, consentono una rimozione
efficace dei solidi e raccolgono in soluzione le tracce di ammoniaca, acido
cianidrico e metalli alcalini (Na, K, Li). Tali sostanze infatti causerebbero
problemi di emissioni e di corrosione della TG. Le acque raccolte dagli scrubbers
devono essere trattate e possono in parte essere riciclate contribuendo in maniera
non indifferente a complicare la soluzione impiantistica. Infine sono possibili
filtrazioni a secco che richiedono l’aggiunta di reagenti per assorbire i metalli e
l’ammoniaca.
Rimozione dei composti dello zolfo.
Lo zolfo presente nel combustibile si ritrova nel syngas sotto forma di solfuro di
idrogeno, H2S, e talvolta di solfuro di carbonile, COS, con percentuali in volume
dell’ordine dell’1-2%. La parte restante di zolfo che era inizialmente presente nel
combustibile, viene neutralizzato dai composti basici presenti nelle ceneri ( CaO e
MgO ) e si ritrova nelle scorie prodotte dal gassificatore.
Il sistema di rimozione dei composti dello zolfo di un impianto di gassificazione
prevede tre stadi: la sezione di separazione dei composti dello zolfo, la sezione di
recupero dello zolfo elementare dai gas all’uscita del rigeneratore del solvente e
la sezione di trattamento dei gas di coda (fig.19).
Fig.19 - Schema concettuale del sistema di rimozione
dei composti dello zolfo.
Separazione dei composti dello zolfo.
La separazione dei composti dello zolfo presenti nel syngas avviene sfruttando un
processo di tipo fisico o chimico (analogo a quello che verrà descritto in seguito
relativamente al processo di rimozione dell’anidride carbonica). L’efficienza di
rimozione del solfuro di idrogeno è elevatissima, superiore al 99%, pertanto si può
22
ritenere che tale composto venga eliminato completamente dal momento che le
poche tracce di H 2S che rimangono nel syngas depurato hanno un effetto
trascurabile sui bilanci di massa e di energia. Nel caso fosse presente il solfuro di
carbonile in elevati rapporti molari rispetto al solfuro di idrogeno sarebbe
opportuno, data la sua scarsa efficienza di rimozione (circa il 20%), introdurre uno
stadio di conversione catalitica del COS in H 2S a monte del processo di
depurazione del syngas. Tale conversione avviene a temperature dell’ordine di
circa 200°C, secondo la reazione di idrolisi del COS:
COS + H 2O → H 2 S + CO2
C
rig olon
en na
era di
zio
ne
C
as olon
so
rbi na di
me
nto
La separazione dei composti dello zolfo dal syngas avviene mettendo a contatto il
syngas stesso con un opportuno solvente: nei processi di assorbimento chimico il
solvente reagisce con il composto da separare e forma deboli legami chimici; nei
processi di assorbimento fisico, invece, l’interazione tra solvente e composto da
separare è di natura fisica. Per entrambi i processi di separazione esiste un legame
tra la pressione parziale del composto da separare ed il rapporto tra volume di
composto rimosso e volume di solvente. In base a tale legame, i processi di
assorbimento fisico sono convenienti quando il composto da rimuovere è presente
in elevata concentrazione ed è quindi caratterizzato da un’elevata pressione
parziale; la rigenerazione del solvente viene realizzata in questo caso attraverso
una progressiva riduzione della pressione (flash).
I processi di assorbimento chimico, invece, sono da preferirsi quando si hanno
basse pressioni parziali del composto da separare. La rigenerazione del solvente
avviene in questo caso per via termica, ovvero si fornisce calore che incrementa la
temperatura del solvente, ricco del composto da separare, ed i legami chimici si
rompono.
Fig.20 - Schema concettuale del sistema di separazione
dei composti dello zolfo.
Più nel dettaglio, la fase di assorbimento (in questo caso chimico, fig.20) avviene
all’interno di una colonna a piatti in cui il solvente povero entra in contatto con il
syngas da trattare. Il syngas depurato esce dalla testa della colonna mentre il
23
solvente ricco dei composti assorbiti viene estratto dal fondo della colonna. Tale
solvente ricco, riscaldato dal solvente povero, viene inviato nella colonna di
rigenerazione in cui per via termica rilascia i composti assorbiti. Il solvente
povero viene di nuovo inviato alla torre di assorbimento tramite un opportuna
pompa e viene raffreddato dal solvente ricco uscente dalla colonna di
assorbimento.
I processi fisici maggiormente utilizzati sono:
- il processo Rectisol: avviene a bassa temperatura ed alta pressione e richiede
metanolo come solvente;
- il processo Purisol;
- il processo Selexol
I processi chimici utilizzano solventi a base di soluzioni acquose di ammine;
l’assorbimento avviene a temperature di 25-50°C e a bassa pressione; la
rigenerazione avviene a 120-150°C.
Recupero dello zolfo elementare.
La corrente gassosa ricca di composti solforati prodotta allo scarico della sezione
di rigenerazione del solvente viene inviata alla sezione di recupero dello zolfo.
Generalmente gli impianti per il recupero dello zolfo sono di tipo Claus (fig. 21),
nei quali il solfuro di idrogeno viene convertito in zolfo attraverso uno o più stadi
termici e catalitici. Le reazioni promosse sono le seguenti:
3
O2 → H 2O + SO2
2
2 H 2 S + SO2 → 2 H 2O + 3S
H2S +
3H 2 S +
3
O2 → 3H 2O + 3S
2
Stadio termico
Stadio catalitico
Reazione globale
Nello stadio termico avviene una prima reazione di ossidazione, veloce e a
temperatura elevata (1250-1350°C) all’interno di un reattore tipo forno. L’aria
alimentata è sufficiente a far ossidare circa un terzo dell’ H 2S ad SO 2 , nonché
tutte le altre specie combustibili eventualmente presenti nei gas. La corrente
gassosa prodotta in questo primo stadio viene raffreddata all’interno di un
generatore di vapore a recupero nel quale si produce vapore di media pressione.
Successivamente essa attraversa il primo stadio catalitico dove, ad una
temperatura di circa 200-250°C una parte dell’ H 2S reagisce con la SO 2
formando zolfo elementare e acqua. Il gas viene successivamente sottoposto a
raffreddamento per far condensare e rimuovere lo zolfo; l’energia termica liberata
durante la condensazione dello zolfo viene recuperata ed utilizzata per produrre
vapore di bassa pressione.
24
Fig.21 - Schema concettuale di un impianto Claus.
In un impianto Claus circa il 90-98% dello zolfo inizialmente contenuto nei gas
alimentati all’impianto viene di norma recuperato sotto forma di zolfo elementare.
Trattamento dei gas di coda.
Lo zolfo ancora presente nei gas allo scarico (“gas di coda”) sotto forma di solfuro
di idrogeno e SO2 viene trattato in una apposita unità prima di essere scaricato in
atmosfera. Il processo che classicamente si abbina a valle del Claus è lo SCOT
(Shell Claus Off-gas Treatment, fig.22). Tale processo consta di un primo stadio
catalitico, operante a bassa temperatura (circa 150°C) e con catalizzatori a base di
cobalto e molibdeno, nel quale tutti i composti dello zolfo presenti vengono
convertiti in H 2S . Successivamente i gas contenenti il solfuro di idrogeno
vengono raffreddati attraverso un GVR per la produzione di vapore di bassa
pressione, ed inviati in una sezione di assorbimento dell’ H 2S operante con
solventi a base di ammine. I gas ricchi di H 2S presenti allo scarico della colonna
di rigenerazione del solvente vengono ricircolati a monte della stessa unità Claus.
I gas di scarico così trattati vengono di solito inviati in un inceneritore prima di
essere immessi in atmosfera.
Fig.22 - Schema concettuale di un impianto SCOT.
25
Tutti i processi finora introdotti sono perfettamente noti nell’industria chimica e
petrolifera e non costituiscono quindi un elemento critico per gli impianti IGCC.
La rimozione dei composti solforati è pressoché completa (>99%) e lo zolfo viene
prodotto in forma commerciabile. Nessun altra tecnologia risolve così
brillantemente i problemi legati all’impatto ambientale di questo elemento. Questo
consente agli IGCC di operare anche con combustibili ad elevatissimo tenore di
zolfo (residui di raffineria, petcoke).
Negli ultimi anni grandi sforzi sono stati dedicati allo sviluppo di sistemi di
pulizia a caldo del syngas con vantaggi in termini di:
- semplificazione dell’impianto;
- riduzione dell’importanza delle apparecchiature di scambio termico;
- incremento del rendimento2.
Tali sistemi dovrebbero essere basati su filtri ceramici e su letti di ossidi metallici
rigenerati ad aria per l’assorbimento dei gas acidi. Questi dispositivi non sono
disponibili né a livello industriale né a livello dimostrativo su larga scala. Oltre ai
problemi legati al loro sviluppo, soprattutto per i filtri ceramici, rimarrebbero
l’ammoniaca ed i sali alcalini senza considerare che la rimozione dello zolfo non
sarebbe efficiente quanto ora.
L’isola di potenza.
L’isola di potenza è costituita da un impianto combinato alimentato dal syngas
“pulito” con un apporto aggiuntivo di vapore ricavato dal syngas cooling, che
viene fatto espandere in turbina insieme a quello prodotto dal generatore di vapore
a recupero. Alla sezione di potenza arrivano quindi:
- syngas che alimentando la turbina a gas verrà convertito in potenza con un
rendimento simile a quello di un ciclo combinato;
- vapore che verrà convertito in potenza con un rendimento tipico di un ciclo a
vapore.
In prima approssimazione la somma dei due contributi si può considerare costante
nei diversi processi di gassificazione e quindi, per incrementare il rendimento
globale dell’impianto, è necessario massimizzare il primo flusso3 rispetto al
secondo. Da questa semplice considerazione scaturiscono due importanti
implicazioni:
2
In quanto il calore sensibile del syngas costituirebbe un apporto diretto di energia al processo di
combustione finale.
3
Ossia avere la maggiore “cold gas efficiency” possibile.
26
- la gassificazione con aria quale ossidante è svantaggiosa rispetto a quella con
ossigeno: utilizzando l’aria, infatti, si ritrova nel syngas l’azoto (presente
nell’aria) che deve essere portato alla temperatura del gassificatore, a spese del
potere calorifico del syngas, e che deve essere poi raffreddato fino alle
temperature tipiche dei sistemi di depurazione precedentemente esaminati. La
“cold gas efficiency” diminuisce (sotto il 50% nei gassificatori a flusso
trascinato) e si incrementa la potenza della sezione a vapore, che risulta però
essere meno efficiente;
- i gassificatori che producono gas di sintesi più freddi (quelli a letto fisso e a
letto fluido) dovrebbero risultare più efficienti per il minor recupero termico
da operare sul syngas a favore del potere calorifico. In queste configurazioni si
potrebbe adottare la gassificazione ad aria che ha tuttavia rivelato problemi in
fase di esercizio con il risultato di precludere la diffusione di questa
tecnologia.
Motivi economici e progettuali hanno pertanto decretato il successo della
gassificazione ad ossigeno.
Relativamente ai singoli sottosistemi dell’isola di potenza è ora necessario
focalizzare le principali differenze che intercorrono tra un convenzionale impianto
alimentato a gas naturale ed uno alimentato a syngas.
Impianto sovrapposto (TG).
Dal momento che il gas di sintesi è il combustibile che alimenta l’impianto
combinato, è importante stabilire come si comporta una turbina a gas alimentata
con tale combustibile piuttosto che con il consueto gas naturale. Il syngas presenta
un potere calorifico minore rispetto a quello del gas naturale ( H i =35.8 MJ/Nm3 )
essendo costituito principalmente da monossido di carbonio ( H i =12.6 MJ/Nm3 ) e
da idrogeno ( Hi =10.8 MJ/Nm3 ). Inoltre, è pratica comune diluire il gas di sintesi
con acqua o azoto per limitare le emissioni di NO x in camera di combustione e
per recuperare il calore rilasciato dall’isola di gassificazione. Un valore di
riferimento per il potere calorifico inferiore del syngas è 8-12 MJ/kg in assenza di
diluizione e 5-8 MJ/kg nel caso di diluizione con azoto, rispetto ai 46-50 MJ/kg
del metano.
A parità di potenza termica sviluppata si ha:
msyn ⋅ H isyn = mCH 4 ⋅ H iCH
4
27
msyn
mCH 4
=
H iCH
4
H isyn
= 5 − 10
ossia la portata massica di combustibile diventa da 5 a 10 volte superiore rispetto
a quella di gas naturale.
A parità di portata d’aria aspirata dal compressore, aumenta la portata di fluido
che espande in turbina, rispetto al caso di alimentazione a gas naturale, con un
conseguente cospicuo aumento della potenza erogata dall’espansore ed un
aumento ancora più sensibile della potenza prodotta dall’impianto (essendo
rimasta inalterata la potenza assorbita dal compressore). Volendo quantificare i
precedenti effetti si consideri una turbina a gas alimentata a gas naturale per la
quale si ha:
α = 55 kg aria kg combustibile
ma
mCH 4 =
= 0.018 ⋅ ma
α
Ipotizzando che la potenza assorbita dal compressore sia pari al 55% di quella
generata dalla turbina si ha:
PTGCH = Pe
4
CH 4
− Pc
CH 4
= Pe
CH 4
− 0.55 ⋅ Pe
CH 4
= 0.45 ⋅ Pe
CH 4
Nel caso in cui la turbina venga alimentata con syngas, assumendo
H iCH = 50000 kJ / kg e H isyn = 7000 kJ / kg , si ottiene la quantificazione del
4
syngas in ingresso alla camera di combustione rispetto alla quantità di aria
aspirata dal compressore:
msyn =
H iCH
4
H isyn
⋅ mCH 4 =
H iCH
4
H isyn
⋅
ma
α
= 0.13 ⋅ ma
In prima approssimazione, la potenza dell’espansore è proporzionale alla portata
dei gas evolventi nella macchina e pertanto si ha:
Pe ∝ m f
⇒
Pesyn
PeCH
=
4
m f syn
m fCH
4
=
(ma + msyn )
(ma + mCH 4 )
= 1.11
PTGsyn = Pesyn − Pcsyn = 1.11 ⋅ PeCH − 0.55 ⋅ PcCH = 0.56 ⋅ PeCH
4
L’aumento di potenza è quantificabile come:
28
4
4
ΔPTG PTGsyn − PTGCH4
=
= 24%
PTGCH
PTGCH
4
4
L’aumento della portata evolvente nella turbina, però, comporta un aumento della
pressione al suo ingresso. Considerando, infatti, valida l’ipotesi di blocco sonico
del primo statore dell’espansore, ovvero:
m& 3 T3
p3
= cost
è immediatamente chiaro che un aumento della portata fumi, m3, conduce ad un
aumento della pressione p3, a parità di T3. Il compressore è quindi chiamato a
sviluppare un rapporto di compressione più elevato, ma tale situazione potrebbe
diventare incompatibile con i limiti di stallo del compressore. Qualora venissero
superati i margini di stallo si potrebbe agire in due modi diversi:
- aumentando la sezione di passaggio degli ugelli di turbina o aggiungendo stadi
di alta pressione al compressore (tali modifiche risultano essere complesse e
costose);
- riducendo la portata di aria aspirata regolando le IGV4 (rinunciando in questo
caso all’incremento di potenza).
Altre modifiche, anche se di minor rilievo, riguardano il combustore, soprattutto
per consentire il maggior flusso di combustibile. La TIT5 può essere mantenuta
costante viste le ottime caratteristiche fisiche del syngas.
Infine, sono da considerare importanti aspetti riguardanti il controllo delle
emissioni di ossidi di azoto ( NO x ), la cui formazione è favorita dal ben più
elevato valore che raggiunge la temperatura di fiamma stechiometrica rispetto al
caso di alimentazione a gas naturale. La soluzione comunemente impiegata negli
impianti di gassificazione del carbone per limitare la formazione di NO x prevede
il mantenimento di un combustore di tipo diffusivo nel quale la temperatura della
fiamma viene modulata mediante miscelazione del combustibile con inerti quali
acqua-vapore o azoto. In particolare per ottenere emissioni dell’ordine dei 25
ppm6, ottenibili con le moderne macchine a gas naturale con combustori
premiscelati, è necessario abbattere la temperatura della fiamma fino a livelli
4
IGV (Inlet Guide Vane): la prima schiera di palette del compressore è regolabile in maniera tale
da poter modificare la portata di aria aspirata.
5
TIT (Turbine Inlet Temperaure) è la temperatura che si ottiene miscelando i gas combusti con
l’aria di raffreddamento della prima schiera statorica.
6
Si fa riferimento, con la dizione abbreviata ppm, alle parti per milione in volume nei gas secchi
(ppmvd) al 15 % di ossigeno, che è il normale riferimento per le emissioni delle turbine a gas.
29
attorno ai 2250-2300 K, dai 2750 K circa della combustione con idrogeno puro
operando con rapporti massici di diluizione dell’ordine di 7-8:1 con vapore e di
11-13:1 con azoto. Tali diluzioni comportano un significativo aumento della
portata evolvente in turbina rispetto a quella del compressore. Per quanto riguarda
la diluizione con vapore, oltre ad uno sbilanciamento di portate si presentano
problemi fluidodinamici e di scambio termico connessi alla maggior presenza di
acqua nei gas combusti che evolvono in turbina; inoltre, dal momento che il
vapore andrà sottratto alla sezione a vapore del ciclo combinato7, si assisterà ad
una penalizzazione delle efficienza complessiva dell’impianto. La diluizione con
azoto, una volta risolti i problemi connessi al diverso rapporto tra le portate
elaborate dal compressore e dalla turbina, consente una variazione minima delle
prestazioni del ciclo combinato sia in termini di potenza che di rendimento, pur
considerando il lavoro necessario alla compressione dell’azoto per portare l’inerte
alla pressione vigente in camera di combustione.
In definitiva, gli impianti IGCC non richiedono lo sviluppo radicale di nuove
macchine con tutte le incognite tecnologiche e i rischi industriali che ne
potrebbero derivare.
Impianto sottoposto (IV).
La sezione a vapore dell’impianto combinato riceve flussi di vapore anche dai
syngas coolers descritti in precedenza i quali, spesso, realizzano la sola fase di
vaporizzazione per motivi di semplicità e miglior controllo dello scambio termico
(si pensi alla temperatura di parete dei tubi nel caso questi siano investiti da
syngas grezzo ad alta temperatura). Nel generatore di vapore a recupero
avvengono quindi le fasi di preriscaldamento dell’acqua, di surriscaldamento e
risurriscaldamento del vapore.
La sezione a vapore può inoltre scambiare acqua-vapore con altri sottosistemi
dell’intero impianto come evidenziato nella fig. 23:
- con il gassificatore nel caso in cui sia richiesta alimentazione con vapore
(flusso uscente);
- con il mantello del gassificatore al fine di raffreddarlo producendo così vapore
di media pressione (flusso entrante);
- con la sezione di trattamento del carbone (flusso uscente);
- con la sezione di separazione dei gas acidi al fine di rigenerare il solvente
ricco (flusso uscente);
- con l’impianto Claus che produce vapore dal recupero della combustione di
H 2S (flusso entrante).
7
Nel caso in cui sia presente un saturatore per trattare il syngas, il combustibile arriva alla turbina
a gas con un contenuto di vapore già dell’ordine di 3-4:1 in massa rispetto all’idrogeno
richiedendo quindi un minor quantitativo di vapore spillato dalla TG.
30
Fig.23 - Possibili scambi di materia tra ciclo a vapore e impianto di gassificazione.
Esempi di gassificatori
Di seguito, fig.24, viene riportato lo spaccato di due reattori, entrambi a flusso
trascinato (entrained flow), ma di diversa concezione: a sinistra è rappresentato un
gassificatore di tecnologia Texaco (installato presso l’IGCC di Tampa), a destra è
riportato un gassificatore di tecnologia E-Gas - in passato chiamata Destec(installato presso l’IGCC di Wabash River).
Fig.24 - Spaccato di due gassificatori a flusso trascinato di diversa tecnologia.
Nel processo di gassificazione Texaco il carbone, polverizzato mediante appositi
mulini, viene alimentato nel reattore sotto forma di slurry all’interno del quale
31
entra in contatto con l’ossidante costituito da ossigeno a diversi gradi di purezza.
E’ evidente la presenza del syngas cooler radiativo, investito dal syngas ad alta
temperatura, per la produzione di vapore di alta pressione.
Nel processo E-Gas la gassificazione avviene in due fasi, dislocate in zone
differenti del reattore. La maggior parte dello slurry (circa il 75-80%) viene
alimentato, insieme a tutto l’ossigeno utilizzato, in corrispondenza del primo
stadio del gassificatore, ossia in corrispondenza del fondo del reattore, costituito
da un corpo cilindrico dotato di due bruciatori diametralmente opposti, nel quale
hanno luogo le reazioni esotermiche di ossidazione e, in parte, anche quelle di
gassificazione. Tali reazioni avvengono in maniera estremamente rapida a una
temperatura elevata (circa 1300°C), alla quale le ceneri fondono e precipitano
verso il fondo del reattore, dal quale fuoriescono andando a finire in un bagno
d’acqua, nel quale vetrificano. Il restante 20-25% dello slurry viene immesso in
corrispondenza del secondo stadio del gassificatore. Le reazioni endotermiche di
gassificazione sono sostenute dal calore ceduto dai gas caldi che, prodotti nel
primo stadio, risalgono verso il secondo; tali gas vengono in tal modo raffreddati
fino a una temperatura dell’ordine dei 1000°C. La produzione di char avviene
esclusivamente nel secondo stadio ed è estremamente limitata, dato che tale zona
del reattore è alimentata solamente con la quota minore dello slurry. Il char
prodotto, comunque, precipita verso il primo stadio, dove viene completamente
gassificato. Il reattore è rivestito internamente con materiale refrattario e non
viene raffreddato.
Soluzioni impiantistiche e prestazioni globali. Cenni sull’evoluzione degli
impianti IGCC.
Gli impianti IGCC operativi nel mondo sono, attualmente, solo una decina, alcuni
alimentati a carbone altri da residui di raffineria. I primi impianti di grande taglia
a carbone (Wabash River e Tampa negli USA, Buggenum e Puertollano in
Europa) hanno riscontrato, nei primi anni di vita, problematiche progettuali e
gestionali sia nell’isola di gassificazione che nell’isola di potenza. I tre impianti
con gassificazione dei residui di raffineria presenti in Italia (Sarroch in Sardegna,
Falconara nelle Marche e Priolo Gargallo in Sicilia) hanno mostrato elevati
livelli di affidabilità in virtù di scelte progettuali più “prudenti” quali l’utilizzo del
quench totale, rinunciando così ai delicati syngas coolers per la produzione di
vapore di alta pressione, l’adozione di un’unità di separazione dell’aria non
integrata e l’installazione di turbine a gas collaudate rispetto a macchine di ultima
generazione.
Vengono di seguito riportate le caratteristiche fondamentali dei principali impianti
IGCC, a livello mondiale, attualmente in esercizio (tab. 3).
Nella maggior parte dei casi gli IGCC sono utilizzati per produrre esclusivamente
energia elettrica (da carbone, petcoke, residui pesanti della raffinazione del
petrolio e rifiuti); in alcuni casi, tuttavia, si ricorre alla gassificazione per
32
effettuare una produzione combinata di energia elettrica, vapore tecnologico e
eventualmente di idrogeno.
Impianto
Sito
SCE
Cool Water (USA)
DOW
Plaquemine (USA)
Demkolec
Buggenum (Olanda)
Wabash River
Terre Haute (USA)
ECOLGAS
Puertollano (Spagna)
Pifion Pine
Reno (USA)
Tampa Electric
Polk County (USA)
Shell Pernis
Rotterdam (Olanda)
API Energia
Falconara (Italia)
Sarlux
Sarroch (Italia)
Priolo Gargallo (Italia)
ISAB Energy
Avviamento
Potenza
Applicazione
Combustibile
Tecnologia
1984
1987
1994
1995
1996
1996
1996
1997
1999
1999
2000
120 Mwe
160 Mwe
250 MWe
260 Mwe
335 MWe
100 MWe
250 MWe
120 Mwe
280 Mwe
550 Mwe
510 Mwe
en. elettrica
en. elettrica
en. elettrica
repowering
en. elettrica
en. elettrica
en. elettrica
cogener.-H2
en. elettrica
cogener.-H2
en. elettrica
carbone
lignite
carbone
carbone-coke
carbone-coke
carbone
carbone
tar
tar
tar
tar
Texaco-O2
GE 107E
Dow/Destec
GE 107E
KWU V 94.2
Shell-O2
E-Gas-O2
GE 7FA
KWU V 94.3
Prenflo-O2
KRW-aria GE MS 6001FA
GE 7001F
Texaco-O2
Shell/Lurgi
GE 2x6B
Texaco-O2 ABB GT13E2
Texaco-O2 GT MS9001E
Texaco-O2
KWU V 94.3
Turbina a Gas
Tab.3 - Caratteristiche dei principali impianti IGCC attualmente in esercizio.
La fig. 25 riporta una foto aerea scattata all’impianto IGCC di Tampa Electric
situato a Polk County (USA): nella parte alta sono evidenziati i componenti
principali dell’isola di gassificazione mentre al centro è visibile l’imponente
struttura che accoglie al suo interno il generatore di vapore a recupero e subito
sotto la turbina a vapore.
Fig.25 - Impianto IGCC di Tampa Electric.
33
Sebbene l’esperienza accumulata cominci ad essere significativa e le prospettive
di sviluppo siano molto interessanti bisogna comunque chiarire quali siano i reali
pregi e difetti di questo tipo di impianti. Il punto di forza degli impianti IGCC
sono sicuramente le elevate prestazioni ambientali conseguite: le emissioni di
NO x possono essere controllate, come precedentemente accennato, ricorrendo ad
esempio alla diluizione del syngas con azoto nella camera di combustione della
TG; i sistemi di rimozione dei composti dello zolfo sono caratterizzati da elevata
efficienza e rendono disponibile zolfo commerciabile; le emissioni di polveri
sottili sono pressoché trascurabili. Per contro, vi sono due importanti fattori che
frenano una diffusione su larga scala di questi impianti:
- gli elevati costi di investimento: le prime esperienze realizzative hanno
registrato costi dell’ordine dei 2000 $/kW che attualmente si sono abbassati a
circa 1500 $/kW;
- i modesti rendimenti conseguiti: le prestazioni termodinamiche in termini di
rendimento netto sono dell’ordine del 40-42%.
L’evoluzione degli IGCC passa dunque per un aumento della competitività
economica raggiungibile con la riduzione dei costi di investimento e l’aumento
del rendimento globale. Tale sviluppo sarà possibile ricorrendo a:
- turbine a gas di nuova generazione operanti con TIT dell’ordine dei 14001450°C, caratterizzate da costi specifici inferiori e rendimenti più elevati;
- processi innovativi per la produzione dell’ossidante basati su membrane
ormai prossime alla commercializzazione;
- processi di gassificazione più efficienti in termini di prestazioni
termodinamiche conseguite, affidabilità, durata dei materiali e capacità di
alimentazione con diverse tipologie di combustibili;
- standardizzazione dei processi, dei componenti e dei controlli.
34
Esempio numerico. - Valutazione delle prestazioni di un impianto IGCC.
Si consideri un impianto IGCC equipaggiato con un gassificatore di tecnologia
Texaco.
Per l’isola di gassificazione si faccia riferimento al seguente schema (fig.26) nel
quale vengono riportati i componenti e i flussi nelle sezioni principali:
Fig.26 - Schema concettuale dell’isola di gassificazione.
- composizione massica e potere calorifico inferiore del carbone (Illinois #6):
Componenti
C
H
O
N
S
Umidità
Ceneri
Totale
% in massa
61.27
4.69
8.83
1.10
3.41
12.00
8.70
100
H i = 24830 kJ / kg
- pressione e temperatura del syngas all’uscita del gassificatore:
p8 = 60 bar
T8 = 1330°C
- rapporto massico acqua/carbone all’ingresso del gassificatore:
macqua
mcarbone
= 0.323 kg / kgcarb
35
- rapporto massico ossidante/carbone all’ingresso del gassificatore:
mossidante
= 0.837 kg / kg carb
mcarbone
- assorbimento ausiliari della sezione di gassificazione pari all’1% del potere
calorifico inferiore del carbone in ingresso:
Laux = 248.3 kJ / kg carb
- composizione in volume del syngas ottenuto:
Componenti % in volume
CO
40.71
CO2
8.00
27.62
H2
H2O
20.71
H2S
1.02
1.94
N2
Totale
100
- scorie separate:
ms = 0.06 kg / kgcarb
- temperatura del syngas all’ingresso della sezione di depurazione:
T9 = 40°C
- perdite di carico attraverso la sezione di raffreddamento del syngas:
⎛ Δp ⎞
⎜
⎟ = 5%
⎝ p ⎠ sc
- assorbimenti A.S.U.:
LASU = 890 kJ / kgO2
- composizione ossidante:
O2 =95%;
N 2 =5%
36
in volume
La compressione interrefrigerata in due stadi dell’ossidante sia caratterizzata dai
seguenti parametri:
- pressione dell’ossigeno all’ingresso del gassificatore:
p7 = 62 bar
- perdite di carico attraverso lo scambiatore di calore:
⎛ Δp ⎞
⎜
⎟ = 3%
⎝ p ⎠ sc
- temperatura dell’ossidante all’uscita dello scambiatore di calore:
T6'' = 40°C
- rendimento politropico di compressione:
η p = 0.85
c
Si fa riferimento alle correlazioni di Langen per il calcolo della proprietà dei gas.
¶¶¶¶¶¶¶¶¶¶¶¶
Il primo passo consiste nel valutare l’isola di gassificazione.
Ossidante
Per la compressione interrefrigerata dell’ossidante si faccia riferimento allo
schema sotto riportato (fig.27):
Fig.27 - Compressione interrefrigerata dell’ossidante.
Nota la pressione di aspirazione e quella di fine compressione al punto 7 si può
calcolare il rapporto di compressione totale:
37
β tot =
p7
⋅
p6
1
= 63.1
⎛ Δp ⎞
1− ⎜
⎟
⎝ p ⎠ sc
Per minimizzare il lavoro specifico, vengono adottati o seguenti rapporti di
compressione parziali:
β ′ = β ′′ = βtot = 7.94
Per la prima fase di compressione la temperatura di aspirazione è:
T6 = Tamb = 15°C
La temperatura di fine compressione viene calcolata per via iterativa in quanto per
calcolare la T6′ è necessario il valore di ε c il quale a sua volta, tramite il calore
specifico medio lungo la trasformazione, dipende da T6′ stessa.
1° iterazione: il fluido di processo è l’ossidante proveniente dall’ASU dalla cui
composizione si possono ricavare le seguenti grandezze:
PM m = 31.8 kg / kmole;
c pox = 0.868 + 1.39 ⋅10−4 ⋅ T kJ / kgK
Assumendo come temperatura per il calcolo del calore specifico medio lungo la
trasformazione una temperatura intermedia tra la T6 e una T6′ di primo tentativo
assunta pari a 300°C, si ottiene:
⎛ T +T′
⎞
c pox ⎜ 6 6 = 157.5°C ⎟ = 0.928 kJ / kgK ;
⎝ 2
⎠
T6' = T6 ⋅ β ′
c)
ε ox /η (pol
= 299.3°C
ε ox =
⇒
R*
= 0.2817;
PM m ⋅ c pox
STOP
Il calcolo della prima fase di compressione è giunto a convergenza e si sono
ottenuti i seguenti risultati:
c pox 6−6 ' = 0.928 kJ / kgK ;
T6' = 299.3°C
Per la seconda fase di compressione la T6′′ è assegnata e vale:
T6′′ = 40°C
38
Analogamente a quanto visto precedentemente la temperatura di fine
compressione viene calcolata per via iterativa in quanto per calcolare la T7 è
necessario il valore di ε c il quale a sua volta, tramite il calore specifico medio
lungo la trasformazione, dipende da T7 stessa.
1° iterazione: il fluido di processo è invariato, assumendo come temperatura per il
calcolo del calore specifico medio lungo la trasformazione una temperatura
intermedia tra la T6′′ e una T7 di primo tentativo (si assuma 350°C), si ottiene:
⎛ T ′′+ T
⎞
c pox ⎜ 6 7 = 195°C ⎟ = 0.933 kJ / kgK ;
⎝ 2
⎠
T7 = T6′′⋅ β ′′
ε ox =
c)
ε ox /η (pol
R*
= 0.2802;
PM m ⋅ c pox
= 346.7°C
2° iterazione: il fluido di processo è invariato ed ora si può assumere una
temperatura intermedia tra la T6′′ e la T7 appena calcolata; si ottiene:
⎛ T ′′+ T
⎞
c pox ⎜ 6 7 = 193.3°C ⎟ = 0.933 kJ / kgK
⎝ 2
⎠
⇒
STOP
Il calcolo della seconda fase di compressione è giunto a convergenza e si sono
ottenuti i seguenti risultati:
c pox 6 '' −7 = 0.933 kJ / kgK ;
T7 = 346.7°C
Si possono ora calcolare le prestazioni della fase di compressione interrefrigerata:
Lc ,ox = c pox 6−6 ' ⋅ (T6′ − T6 ) + c pox 6 '' −7 ⋅ (T7 − T6′′) = 550 kJ / kgox
Pc ,ox = m6 ⋅ Lc ,ox ηm / o = 470 kJ / kg carb
Qint,ox = c pox 6 ' −6 '' ⋅ (T6′ − T6′′) = 241.1 kJ / kgox
Pint,ox = m6 ⋅ Qint,ox = 201.8 kJ / kg carb
Moderatore
Per il trattamento del carbone, che in questo caso consiste nella preparazione dello
slurry, occorre riscaldare l’acqua fino ad una temperatura di 90°C. E’ necessario
valutare, in via preliminare, l’entalpia dell’acqua alle condizioni di ingresso e
uscita dalla sezione di trattamento del carbone:
39
hwi = h( p2 , T2 ) = h( pamb , Tamb ) = 63.03 kJ / kg
hwu = h( p3 , T3 ) = h( pamb , T3 ) = 376.7 kJ / kg
Il calore necessario per il riscaldamento dell’acqua è pari a:
Qw = mw ⋅ (hwu − hwi ) = 101.3 kJ / kg carb
La quantità e la “qualità” (intesa come gamma di temperatura) del calore
necessario a riscaldare l’acqua sono compatibili con il calore ceduto durante la
fase di interrefrigerazione dell’ossidante operata tra i due stadi di compressione.
Syngas grezzo
E’ necessario ora caratterizzare il gas grezzo di sintesi; nota la composizione in
volume si ha:
6
PM msyn = ∑ xi ⋅ PM i = 20.09 kg / kmole
i =1
e quindi la composizione in massa si calcola come:
yi = xi ⋅
PM i
PM msyn
CO = 56.74%
CO2 = 17.52%
H 2 = 2.75%
H 2O = 18.56%
H 2 S = 1.73%
N 2 = 2.70%
Il syngas prodotto, applicando l’equazione di conservazione della massa al
gassificatore, è pari a:
msyn = mcarbone + macqua + mossidante − mscorie =
= m1 + m2 + m7 − ms = 2.1 kg / kg carb
Il calore specifico a pressione costante del syngas si calcola pesando i calori
specifici delle sei specie chimiche presenti nel gas per la rispettiva frazione
massica:
40
6
c psyn = ∑ yi ⋅ ( ai + bi ⋅ T ) = 1.418 + 4.115 ⋅10−4 ⋅ T kJ / kgK
i =1
Si effettua ora un primo raffreddamento del syngas fino alla temperatura ( Traff1 )
alla quale l’acqua presente nel syngas comincia a condensare, ossia fino alla
temperatura di saturazione corrispondente alla pressione parziale dell’acqua nel
syngas grezzo.
L’umidità specifica (x) ossia il rapporto tra massa di acqua e massa di gas secco è
definita come:
x=
PM H 2O
pH 2O (T )
⋅
PM gas sec co ptot − pH 2O (T )
Nota quindi l’umidità specifica dalla relazione precedente si ottiene il valore della
pressione parziale dell’acqua nel gas. È necessario valutare innanzitutto la
composizione del gas secco, ossia si considera il gas privato dell’acqua:
msyn secco = msyn − mH 2O = 1.777 kg / kg carb
yi =
mi
msyn secco
CO = 69.67%
CO2 = 21.51%
H 2 = 3.38%
H 2 S = 2.12%
N 2 = 3.32%
il peso molecolare medio del gas secco è pari a:
PM msyn sec co =
1
5
yi
∑
i =1 PM i
= 20.63 kg / kmole
La pressione parziale dell’acqua nel gas risulta pertanto:
ptot
pH 2O =
= 11.81 bar
PM H 2O
1+
x ⋅ PM gs
a cui corrisponde una tempera di saturazione pari a:
41
Tsat = T ( pH 2O ) = 187 °C
temperatura al di sotto della quale non è opportuno scendere per problematiche
relative alla condensazione dell’acqua che andrebbe raccolta e separata dal gas.
Si assuma:
Traff1 = 190°C
Il calore recuperabile dal syngas cooling è quindi pari a:
⎛ T8 + Traff 1
⎞
c psyn ⎜
= 760°C ⎟ = 1.843 kJ / kgK
2
⎝
⎠
Qraff1 = m8 ⋅ c psyn ⋅ (T8 − Traff 1 ) = 4410 kJ / kg carb
Da tali valori è possibile quantificare la percentuale di syngas cooling rispetto
all’input termico totale:
Qraff1
mcarbone ⋅ H i ,carbone
≈ 17.8 %
Depurazione del syngas grezzo
Si considerano i seguenti passi:
¾ raffreddamento del syngas fino a 40°C
¾ eliminazione di tutti i composti dello zolfo
¾ diluzione del syngas con azoto (per le problematiche di formazione di
NOx nella camera di combustione della TG)
Viene ancora sfruttata l’umidità specifica (x):
x=
PM H 2O
⋅
pH 2O (T )
PM gas sec co ptot − pH 2O (T )
dove questa volta è nota la pressione parziale dell’H2O (che è pari alla pressione
di saturazione alla temperatura di ingresso nella sezione di depurazione del
syngas, T9 = 40°C ):
psat (T9 ) = 0.07375 bar
La quantità di acqua che può essere presente nel syngas è pari a:
x=
PM H 2O
PM gas sec co
⋅
psat (T9 )
= 1.193 g H 2O / kg gas sec co
ptot − psat (T9 )
42
All’uscita della sezione di depurazione, avendo eliminato i composti dello zolfo
(in questo caso il solfuro di idrogeno), la composizione del syngas sarà cambiata
nuovamente:
msyn depurato = msyn − mH 2 S = 1.676 kg / kgcarb
yi =
mi
msyn depurato
CO = 71.09%
CO2 = 21.95%
H 2 = 3.45%
H 2O = 0.12%
N 2 = 3.39%
il potere calorifico inferiore del syngas depurato è pari a:
H isyn = yH 2 ⋅ H iH + yCO ⋅ H iCO = 11.35 MJ / kg
2
Se si decide di iniettare azoto in camera di combustione con un rapporto di
diluizione ( rd ) pari a 13 kg / kg H 2 al fine di contenere le emissioni di NO x , la
massa di azoto necessaria rapportata al kg di carbone è pari a:
mN2 = yH 2 ⋅ msyn depurato ⋅ rd = 0.7514 kg / kgcarb
dil
E’ necessario valutare se l’azoto separato dall’ASU è sufficiente a garantire tale
rapporto di diluizione. L’ossidante prodotto è caratterizzato da una composizione
massica pari a:
PM ox = ∑ xi ⋅ PM i = 31.8
i
yi = xi ⋅
PM i
PM ox
⇒
O2 = 95.6%;
N 2 = 4.4% in massa
noto il rapporto tra massa di ossidante e massa di carbone entrante nel
gassificatore si ha:
43
mox
⎧
⎪mO2 = m ⋅ yO2 = 0.8 kg / kgcarb
⎪
carb
al gassificatore ⎨
m
⎪m = ox ⋅ y = 0.037 kg / kg
carb
⎪⎩ N2 mcarb N 2
all ' ASU
mN 2
ASU
= mO2 ⋅
0.77
= 2.678 kg / kg carb
0.23
la quantità di azoto disponibile per la diluizione in camera di combustione vale
dunque:
mN 2
separato
= mN 2
ASU
− mN2 = 2.641 kg / kg carb
tale valore risulta compatibile con a quello richiesto ( 0.7514 kg / kg carb ).
E’ ora possibile valutare la nuova composizione massica del syngas che viene
inviato nella camera di combustione della turbina a gas:
msyn diluito = msyn depurato + mN2 = 2.4274 kg / kg carb
dil
yi =
mi
msyn diluito
CO = 49.03%
CO2 = 15.16%
H 2 = 2.38%
H 2O = 0.08%
N 2 = 33.29%
il potere calorifico inferiore del syngas diluito con azoto è pari a:
H isyn = yH 2 ⋅ H iH + yCO ⋅ H iCO = 7835 kJ / kg
2
Compressione diluente
Analogamente a quanto visto per l’ossidante, anche l’azoto necessita di essere
compresso prima di essere inviato nella camera di combustione. Operando in
questo caso un’unica compressione e assumendo:
p10 = 20 bar
44
si deve valutare la temperatura di fine compressione per via iterativa.
1° iterazione: il fluido di processo è l’azoto proveniente dall’ASU per il quale si
ha:
PM N2 = 28 kg / kmole; c pN = 0.988 + 1.59 ⋅10−4 ⋅ T kJ / kgK
2
trasformazione una temperatura intermedia tra la 15°C e 500°C, si ottiene:
⎛ 15 + 500
⎞
c pN ⎜
= 257.5°C ⎟ = 1.072 kJ / kgK ;
2
2
⎝
⎠
T f , N2 = Ti , N2 ⋅ β
c)
ε N 2 / η (pol
εN =
= 491.5°C
2
R*
= 0.2770;
PM N 2 ⋅ c pN
2
⇒
STOP
Si può considerare che il calcolo della fase di compressione sia giunto a
convergenza: i risultati ottenuti sono pertanto:
c pN = 1.072 kJ / kgK ;
2
T f , N2 = 491.5°C
Lc , N 2 = c p ⋅ (T f , N2 − Ti , N2 ) = 510.8 kJ / kg N2
Pc , N2 = mN2 ⋅ Lc , N 2 ηm / o = 391.6 kJ / kg carb
Per l’isola di potenza si faccia riferimento allo schema d’impianto riportato di
seguito (fig. 28):
La turbina a gas sia caratterizzata dai seguenti parametri:
- pressione e temperatura aria aspirata:
p1 = 1.013 bar
T1 = 15°C
- rapporto di compressione:
β c = 15
- temperatura massima del ciclo:
T3 = 1200°C
- rendimenti politropici:
η p = η p = 0.88
c
e
45
- fattore di raffreddamento:
f r = 0.95
- rendimento di combustione:
ηcc = 0.99
- rendimento elettro-meccanico:
ηelm = 0.97
Fig.28 - Impianto combinato di riferimento.
Si procede con il calcolo della turbina a gas.
La temperatura di fine compressione viene calcolata per via iterativa in quanto per
calcolare la T2 è necessario il valore di ε c il quale a sua volta, tramite il calore
specifico medio lungo la trasformazione, dipende da T2 stessa.
1° iterazione: il fluido di processo è aria per cui valgono le seguenti relazioni:
PM m = 28.83 kg / kmole; c pa = 0.959 + 1.54 ⋅10−4 ⋅ T kJ / kgK
46
trasformazione una temperatura intermedia tra la T1 e una T2 di primo tentativo
⎛ T +T
⎞
c pa ⎜ 1 2 = 207.5°C ⎟ = 1.033 kJ / kgK ;
⎝ 2
⎠
T2 = T1 ⋅ β
c)
ε a /η (pol
εa =
R*
= 0.2792;
PM m ⋅ c pa
= 407°C
temperatura intermedia tra la T1 e la T2 appena calcolata; si ottiene:
⎛ T +T
⎞
c pa ⎜ 1 2 = 211°C ⎟ = 1.034 kJ / kgK ;
⎝ 2
⎠
T2 = T1 ⋅ β
R*
= 0.2789;
εa =
PM m ⋅ c pa
c)
ε a /η (pol
= 406.4°C
⎛ T +T
⎞
c pa ⎜ 1 2 = 210.7°C ⎟ = 1.033 kJ / kgK ;
⎝ 2
⎠
⇒
STOP
Il calcolo della compressione è giunto a convergenza e si sono ottenuti i seguenti
risultati:
c pa1−2 = 1.033 kJ / kgK ;
T2 = 407°C
Calcolata la T2 , essendo la T3 assegnata, si può eseguire il bilancio termico in
camera di combustione al fine di determinare il rapporto aria-combustibile, α .
Anche questo calcolo è di tipo iterativo: questa volta sono note le temperature
iniziale e finale ( T2 e T3 ), ma non è nota la composizione dei fumi e pertanto il
calore specifico deve essere ricercato in maniera iterativa in funzione della
composizione fumi, che dipende dal rapporto aria-combustibile e quindi dal
bilancio termico in camera di combustione.
1° iterazione: il fluido di processo non è ancora stato individuato per cui
inizialmente si assume che sia aria; in base a tale ipotesi si ottiene:
47
⎛ T +T
⎞
c pa ⎜ 2 3 = 803.5°C ⎟ = 1.125 kJ / kgK
⎝ 2
⎠
H i ⋅ηcc
− 1 = 7.695 kg aria / kgcomb
α=
c pa (T3 − T2 )
Noto il rapporto aria-combustibile è possibile calcolare la composizione dei fumi
(facendo riferimento all’unità di massa di combustibile) e quindi la nuova
relazione per il calcolo del calore specifico dei fumi necessario per l’iterazione
successiva.
La composizione dei fumi, essendo il combustibile composto dal syngas, si può
calcolare nel modo seguente:
y N2 + y N2 ⋅ α = 6.259 kg / kg comb
N2 :
syn
⎛ 1 PM O2
1 PM O2
yO2 ⋅ α − O2stech = yO2 ⋅ α − ⎜ ⋅
⋅ yCOsyn + ⋅
⋅ yH 2
syn
⎜ 2 PM CO
2
PM
H2
⎝
PM CO2
⋅ yCOsyn = 0.922 kg / kg comb
CO2 : yCO2 +
syn
PM CO
O2 :
H 2 O : y H 2O +
syn
PM H 2O
PM H 2
⋅ yH 2
syn
⎞
⎟ = 1.299 kg / kg comb
⎟
⎠
= 0.215 kg / kg comb
e quindi
N2 :
71.98% in massa
O2 :
14.94% in massa
CO2 :
10.60% in massa
H 2O :
2.48% in massa
⇒
c p f = 0.9671 + 1.979 ⋅10−4 ⋅ T kJ / kgK
2° iterazione: il fluido di processo è ora stato individuato per cui si procede al
calcolo del calore specifico medio;
⎛T +T
⎞
c p f ⎜ 2 3 = 803.5°C ⎟ = 1.180 kJ / kgK
⎝ 2
⎠
H i ⋅ηcc
− 1 = 7.289 kg aria / kg comb
α=
c p f (T3 − T2 )
Noto il rapporto aria-combustibile è necessario calcolare nuovamente la
composizione dei fumi (facendo riferimento all’unità di massa di combustibile)
48
per poi ricavare la nuova relazione per il calcolo del calore specifico dei fumi;
seguendo lo stesso procedimento dell’iterazione precedente si ottiene:
y N2 + y N2 ⋅ α = 5.949 kg / kgcomb
N2 :
syn
⎛ 1 PM O2
1 PM O2
⋅ yCOsyn + ⋅
⋅ yH 2
yO2 ⋅ α − O2stech = yO2 ⋅ α − ⎜ ⋅
syn
⎜ 2 PM CO
2
PM
H
2
⎝
PM CO2
CO2 : yCO2 +
syn
PM CO
O2 :
H 2 O : y H 2O +
syn
PM H 2O
PM H 2
⋅ yH 2
syn
⎞
⎟ = 1.206 kg / kg comb
⎟
⎠
e quindi
N2 :
71.74% in massa
O2 :
14.55% in massa
CO2 :
11.12% in massa
H 2O :
2.59% in massa
⇒
c p f = 0.9675 + 2.00 ⋅10−4 ⋅ T kJ / kgK
⎛ T +T
⎞
c p f ⎜ 2 3 = 803.5°C ⎟ = 1.1828 kJ / kgK
⎝ 2
⎠
H i ⋅ηcc
− 1 = 7.270 kg aria / kg comb
α=
c p f (T3 − T2 )
Noto il rapporto aria-combustibile è necessario calcolare nuovamente la
composizione dei fumi (facendo riferimento all’unità di massa di combustibile)
per poi ricavare la nuova relazione per il calcolo del calore specifico dei fumi;
seguendo lo stesso procedimento dell’iterazione precedente si ottiene:
49
y N2 + y N2 ⋅ α = 5.931 kg / kg comb
N2 :
syn
⎛ 1 PM O2
1 PM O2
⋅ yCOsyn + ⋅
⋅ yH 2
yO2 ⋅ α − O2stech = yO2 ⋅ α − ⎜ ⋅
syn
⎜ 2 PM CO
2 PM H 2
⎝
PM CO2
CO2 : yCO2 +
syn
PM CO
O2 :
H 2 O : y H 2O +
syn
PM H 2O
PM H 2
⋅ yH 2
syn
⎞
⎟ = 1.202 kg / kg comb
⎟
⎠
e quindi
N2 :
71.72% in massa
O2 :
14.53% in massa
CO2 :
11.15% in massa
H 2O :
2.60% in massa
⇒
c p f = 0.9675 + 2.00 ⋅10−4 ⋅ T kJ / kgK
⎛T +T
⎞
c p f ⎜ 2 3 = 803.5°C ⎟ = 1.1828 kJ / kgK ;
⎝ 2
⎠
⇒
STOP
Il calcolo della camera di combustione è giunto a convergenza e si sono ottenuti i
seguenti risultati:
c p f = 1.1828 kJ / kgK ;
α = 7.270 kg / kg comb
Si passa ora al calcolo della temperatura di fine espansione: anche questo calcolo
viene effettuato per via iterativa in quanto per calcolare la T4 è necessario il
valore di ε e il quale a sua volta, tramite il calore specifico medio lungo la
trasformazione, dipende da T4 stessa.
1° iterazione: il fluido di processo è costituito dai gas combusti di composizione
ora nota per cui valgono le seguenti relazioni:
PM m = 29.29 kg / kmole; c p f = 0.9675 + 2.00 ⋅10−4 ⋅ T kJ / kgK
50
trasformazione una temperatura intermedia tra la T3 e una T4 di primo tentativo
⎛T +T
⎞
c p f ⎜ 3 4 = 900°C ⎟ = 1.2021 kJ / kgK ;
⎝ 2
⎠
T4 =
T3
β
e)
ε f ⋅ f r ⋅η (pol
εf =
R*
= 0.2361;
PM m ⋅ c p f
⋅ = 598.8°C
⎛T +T
⎞
c p f ⎜ 3 4 = 899.4°C ⎟ = 1.202 kJ / kgK ;
⎝ 2
⎠
T4 =
T3
β
e)
ε f ⋅ f r ⋅η (pol
εf =
R*
= 0.2361;
PM m ⋅ c p f
⋅ = 598.8°C
⎛T +T
⎞
c p f ⎜ 3 4 = 899.4°C ⎟ = 1.202 kJ / kgK ;
⎝ 2
⎠
⇒
STOP
Il calcolo dell’espansione è giunto a convergenza e si sono ottenuti i seguenti
risultati:
c p f 3−4 = 1.202 kJ / kgK ;
T4 = 598.7°C
Si possono ora calcolare le prestazioni della turbina a gas:
51
Lc = c pa1−2 ⋅ (T2 − T1 ) = 405.0 kJ / kg aria
⎛ 1⎞
Le = ⎜1 + ⎟ ⋅ c p f 3−4 ⋅ (T3 − T4 ) = 822.2 kJ / kg aria
⎝ α⎠
Lth = Le − Lc = 417.2 kJ / kg aria
⎛ 1⎞
Q1 = ⎜1 + ⎟ ⋅ c p f 2−3 ⋅ (T3 − T2 ) = 1066.9 kJ / kg aria
⎝ α⎠
L
ηth = th = 0.3909
Q1
ma = α ⋅ mc = 17.65 kg / kg carb
LTG = ma ⋅ Lth ⋅ηelm = 7142.7 kJ / kg carb
Il generatore di vapore a recupero a tre livelli di pressione con risurriscaldamento
sia caratterizzato dai seguenti parametri:
- pressione del vapore prodotto:
p AP = 140 bar
pMP = 25 bar
pBP = 3 bar
- temperatura del vapore surriscaldato e risurriscaldato:
TSH AP = TRH = 540°C
- differenze di temperatura terminali:
ΔTpp = 10°C
ΔTapp
25°C
ΔTsc
10°C
La turbina a vapore sia caratterizzata dai seguenti parametri:
- rendimenti isoentropici di espansione nei corpi di turbina:
ηis = 0.82
AP
ηis = 0.85
MP
ηis = 0.82
BP
52
- pressione al condensatore:
pcond = 0.06 bar
- rendimento elettromeccanico:
ηelm = 0.94
Lo schema del generatore di vapore a recupero a tre livelli di pressione con
risurriscaldamento è schematicamente riportato in Fig. 29:
mvAP - alla
SH AP
TVAP
mvAP + mvMP - alla
RH
TVMP
mvAP - dalla
TVAP
mvMP
VAP AP
SH MP
ECO AP
VAP MP
mvBP - alla
TVBP
SH BP
ECO MP
VAP BP
ECO
mvAP + mvMP + mvBP - dalla PE
Fig.29 - Particolare del GVR..
E’ necessario determinare le portate di vapore di alta e media pressione; essendo
presente il risurriscaldatore le due portate non posso essere calcolate in maniera
indipendente l’una dall’altra pertanto si consideri il seguente sistema di equazioni:
- considerando la superficie di controllo limitata alle sezioni SH AP , VAPAP ed
RH si ottiene il seguente bilancio:
53
(
mvAP ⋅ hSH AP − hwuECO
AP
) + (m
v AP
)(
(
)
+ mvMP ⋅ hvuRH − hviRH = m f ⋅ c p f ⋅ Tgi − TguVAP
AP
)
- considerando la superficie di controllo limitata alle sezioni SH MP , VAPMP ed
ECOAP si ottiene il seguente bilancio:
(
mvMP ⋅ hSH MP − hwuECO
MP
) + m ⋅(h
v AP
wu ECOAP
− hwuECO
MP
)=m
f
(
⋅ c p f ⋅ TguVAP − TguVAP
AP
MP
)
- considerando infine il miscelamento che avviene prima dell’ingresso nell’ RH
si ottiene il seguente bilancio:
(
)
mvMP ⋅ hSH MP + mvAP ⋅ hvuTV = mvAP + mvMP ⋅ hviRH
AP
Dalla seconda equazione si esplicita la portata di vapore di media pressione:
mvMP =
(
m f ⋅ c p f ⋅ TguVAP − TguVAP
AP
(h
) − m ⋅(h
−h
)
MP
SH MP
v AP
wu ECOAP
− hwuECO
MP
)
wu ECOMP
dalla terza equazione si esplicita il valore dell’entalpia del vapore all’ingresso del
risurriscaldatore:
hviRH =
mvMP ⋅ hSH MP + mvAP ⋅ hvuTV
(m
v AP
+ mvMP
)
AP
Sulla base dei dati assegnati si calcolano le seguenti temperature:
Tsat AP = T ( p AP ) = 336.6°C
TsatMP = T ( pMP ) = 223.9°C
TsatBP = T ( pBP ) = 151.8°C
TguVAP = Tsat AP + ΔTppAP = 346.6°C
AP
TguVAP = TsatMP + ΔTppMP = 233.9°C
MP
TguVAP = TsatBP + ΔTppBP = 161.8°C
BP
TwuECO = Tsat AP − ΔTscAP = 325°C
AP
TwuECO
MP
= TsatMP − ΔTscMP = 210°C
TwuECO = TsatBP − ΔTscBP = 140°C
BP
54
Si valutano ora, tramite le tabelle del vapore, le entalpie caratteristiche del lato
acqua/vapore di alta, media e bassa pressione:
hSH AP = h( pvAP , TSH AP ) = 3432.4 kJ / kg
hwuECO = h( pvAP , TwuECO ) = 1488.6 kJ / kg
AP
AP
hvuRH = h( pvMP , TRH ) = 3550.6 kJ / kg
hSH MP = h( pvMP , TSH ) = 3058.6 kJ / kg
MP
= h( pvMP , TwuECO ) = 897.9 kJ / kg
hwuECO
MP
MP
hSH BP = h( pvBP , TSH ) = 2876.6 kJ / kg
BP
hwuECO = h( pvBP , TwuECO ) = 589.2 kJ / kg
BP
BP
Si consideri ora l’espansione del vapore nella turbina di alta pressione. Dai dati si
calcolano immediatamente i valori di entalpia e di entropia all’ingresso della
turbina:
hSH AP = h( pvAP , TSH AP ) = 3432.4 kJ / kg
sSH AP = s ( pvAP , TSH AP ) = 6.5307 kJ / kgK
l’entropia di fine espansione isoentropica risulta:
svuTV
APis
= sSH AP = 6.5307 kJ / kgK
si può quindi calcolare il valore dell’entalpia di fine espansione isoentropica e
attraverso il rendimento di espansione del tronco si calcola l’entalpia reale di fine
espansione:
hvuTV
APis
= h( pvMP , sSH AP ) = 2945.5 kJ / kgK
hvuTV = hviTV − ηis AP ⋅ (hviTV − hvuTV
AP
AP
AP
) = 3033.0 kJ / kgK
APis
Sostituendo nella prima equazione di bilancio le espressioni di mvMP e di hviRH si
ottiene:
55
mvAP
(
)
) ⎞⎟ =
⎛
hwuECO − hwuECO
AP
MP
⋅ ⎜ hSH AP − hwuECO + hvuRH − hvuTV + hSH MP − hvuRH ⋅
AP
AP
⎜⎜
hSH MP − hwuECO
MP
⎝
(
) (
) (
(
(
) ⎟⎟⎠
)
⎛
hSH MP − hviRH
= m f ⋅ c p f ⋅ ⎜ Tgi − TguVAP + TguVAP − TguVAP ⋅
AP
AP
MP
⎜⎜
hSH MP − hwuECO
MP
⎝
(
) (
)
(
)
⎞
⎟
⎟⎟
⎠
noto il valore di hvuTV , dalla precedente espressione si può finalmente calcolare la
AP
portata di vapore di alta pressione:
mvAP = 2.1340 kg / kg carb
per la portata di vapore di media pressione e l’entalpia all’ingresso del
risurriscaldatore si ha:
mvMP =
(
AP
(h
SH MP
hviRH =
mvMP ⋅ hSH MP + mvAP ⋅ hvuTV
(m
v AP
+ mvMP
)
) − m ⋅(h
−h
)
v AP
MP
wu ECOAP
− hwuECO
MP
) = 0.5604 kg / kg
carb
wu ECOMP
= 3038.3 kJ / kg
AP
Considerando la superficie di controllo limitata alle sezioni SH BP , VAPBP e
ECO MP si ottiene il seguente bilancio:
(
mvBP ⋅ hSH BP − hwuECO
BP
) + (m
v AP
)(
+ mvMP ⋅ hwuECO − hwuECO
MP
BP
)=m
f
(
⋅ c p f ⋅ TguVAP − TguVAP
MP
BP
)
dalle precedente equazione si ricava la portata di vapore di bassa pressione:
mvBP =
(
MP
BP
(h
) − (m
v AP
− hwuECO
SH BP
)(
+ mvMP ⋅ hwuECO − hwuECO
BP
)
MP
BP
) = 0.3276 kg / kg
Considerando la superficie di controllo limitata al solo ECO si ottiene il seguente
bilancio:
(m
v AP
)(
)
(
+ mvMP + mvBP ⋅ hwuECO − hvsw = m f ⋅ c p f ⋅ TguVAP − Tgu
BP
56
BP
)
carb
essendo note le condizioni al condensatore, si valuta immediatamente il valore
dell’entalpia del vapore saturo liquido ( hvsw ):
hi ,GVR = hvsw + L p = 152.3 kJ / kg
e dalla precedente equazione si ricava la temperatura finale dei fumi all’uscita del
GVR:
Tgu = TguVAP −
(m
v AP
)(
+ mvMP + mvBP ⋅ hwuECO − hvsw
BP
m f ⋅ cp f
BP
) = 101.6 °C
Per verificare l’esattezza dei risultati ottenuti si procede alla verifica a “black box”
dei flussi termici entranti e uscenti nel generatore di vapore a recupero:
Fig.30 - Flussi di massa e di energia nel GVR.
l’equazione dell’energia applicata al lato gas fornisce:
Qg = c pg ⋅ mg ⋅ (Tgi − Tgu ) = 10901.1 kJ / kg carb
per il lato acqua/vapore si ottiene:
Qv = mvAP ⋅ hSH AP + (mvAP + mvMP ) ⋅ hviTV + mvBP ⋅ hSH BP +
MP
−mvAP ⋅ hvuTV − (mvAP + mvMP + mvBP ) ⋅ hwi = 10901.2 kJ / kg carb
AP
il calore ceduto dai gas di scarico uguaglia il calore assorbito dal vapore a
conferma della validità dei risultati ottenuti.
Il diagramma di scambio termico nel GVR è rappresentato nella fig. 31.
57
T (°C)
600
500
RH
400
SH_AP
VAP_AP
300
SH_MP
VAP_MP
ECO_AP
200
SH_BP
VAP_BP
ECO_MP
100
ECO
0
0
2000
4000
6000
8000
10000
Q (kJ/kgcarbone)
Fig.31 – Diagramma di scambio termico nel GVR.
Si consideri ora l’espansione del vapore nei corpi di turbina di media e bassa
pressione.
Fig.32 - Espansione del vapore nei corpi di turbina di media e bassa pressione.
58
Dai dati si calcolano immediatamente i valori di entalpia e di entropia all’ingresso
della turbina di media pressione:
hvuRH = h( pvMP , TvuRH ) = 3550.6 kJ / kg
svuRH = s ( pvMP , TvuRH ) = 7.4360 kJ / kgK
svuTV
MPis
= svuRH = 7.4360 kJ / kgK
attraverso il rendimento del tronco si calcola l’entalpia reale di fine espansione:
hvuTV
= h( pvMP , svuRH ) = 3050.3 kJ / kgK
hvuTV
= hviTV − ηisMP ⋅ (hviTV − hvuTV
MPis
MP
MP
MP
) = 3125.3 kJ / kgK
MPis
all’ingresso della turbina a vapore di bassa pressione avviene il miscelamento tra
il vapore che ha effettuato l’espansione nel tronco di media pressione ed il vapore
di bassa pressione prodotto dal GVR. Il bilancio termico di questo miscelamento
porge:
(m
v AP
)
(
)
+ mvMP + mvBP ⋅ hviTV = mvAP + mvMP ⋅ hvuTV + mvBP ⋅ hSH BP
BP
MP
dalla quale si ricava il valore dell’entalpia del vapore all’ingresso della turbina di
bassa pressione:
hviTV =
(m
v AP
BP
)
+ mvMP ⋅ hvuTV + mvBP ⋅ hSH BP
(
MP
mvAP + mvMP + mvBP
)
= 3098.3 kJ / kg
si calcolano quindi i valori di temperatura ed entropia all’ingresso della turbina di
bassa pressione:
TviTV
BP
= h( pvBP , hviTV ) = 316.2°C
sviTV
BP
= s ( pvBP , hviTV ) = 7.5191 kJ / kgK
BP
BP
svuTV
BPis
= sviTV
= 7.5191 kJ / kgK
BP
59
il punto di fine espansione isoentropica cade all’interno della campana, ossia è
vapore saturo. Per tale punto è possibile individuare il titolo del vapore infatti:
xvuTV
=
BPis
svuTV
BPis
− svsw
svss − svsw
= 0.896
attraverso il rendimento del tronco si calcola l’entalpia e il titolo di fine
espansione:
hvuTV
BPis
= hvsw + hvss ⋅ (1 − xvuTV ) = 2316.3 kJ / kgK
BPis
hvuTV = hviTV − ηisBP ⋅ (hviTV − hvuTV
BP
xvuTV =
BP
BP
hvuTV − hvsw
BP
hvss − hvsw
BP
) = 2457.1 kJ / kgK
BPis
= 0.954
h
pSH
pRH
pBP
pcond
S
Fig.33 – Curva di espansione del vapore nei tre corpi turbina AP, MP e BP
Si può ora procedere con il calcolo delle prestazioni del ciclo a vapore:
60
(
LIVth = mvAP ⋅ hSH AP − hvuTV
(
AP
) + (m
v AP
)
+ mvMP ⋅ hvuRH +
)
+ mvBP ⋅ hSH BP − mvAP + mvMP + mvBP ⋅ hvuTV = 3936.0 kJ / kg carb
BP
LIV = LTVth ⋅ηelm = 3699.8 kJ / kg carb
Con riferimento alla seguente figura si possono valutare le prestazioni globali
dell’impianto IGCC:
Hicarb
Laux
LASU
LcompO
LcompN
Isola di
gassificazione
2
2
Turbina a gas
LTG
Impianto a vapore
LIV
gas di scarico
Fig.34 - Flussi energetici principali nell’impianto IGCC considerato.
Il lavoro elettrico netto prodotto dall’impianto vale:
L = LTG + LIV − ( LASU + LcompO + LcompN + Laux ) = 8987.7 kJ / kg carb
2
2
e quindi il rendimento globale dell’impianto IGCC è pari a:
ηg =
L
= 0.362
H icarb
Il rendimento appena trovato può essere incrementato sfruttando parzialmente il
calore proveniente dal raffreddamento del syngas per produrre vapore di alta
pressione che evolverà poi nei corpi di turbina contribuendo a produrre energia
elettrica. Considerando esclusivamente il primo raffreddamento del syngas (1330190°C) si può scrivere la seguente equazione di bilancio:
(
Qraff 1 = mv′AP ⋅ (hSH AP − hvsw ) + (hvuRH − hvuTV )
AP
61
)
dalla quale si calcola la portata di vapore di alta pressione prodotta dal primo
raffreddamento del syngas:
mv′AP =
Qraff 1
(hSH AP − hvsw ) + (hvuRH − hvuTV )
= 1.1612 kg / kg carb
AP
È però opportuno verificare che tale portata possa essere prodotta con una
disposizione opportuna dei banchi di scambio termico. Facendo riferimento allo
schema di fig. 35, si valutano le temperature del syngas grezzo all’uscita dei vari
banchi.
Fig.35 – GVR aggiuntivo.
Il bilancio termico nel VAP AP fornisce la temperatura del syngas grezzo
all’uscita di tale scambiatore:
(
mv′AP ⋅ hvss AP − hwuECO
AP
)=m
syn
(
⋅ c psyn ⋅ Tsyn i − Tsyn uVAP
AP
)
⇒ Tsyn uVAP = 983.2 °C
AP
Il bilancio termico nell’SH AP + RH fornisce la temperatura del syngas grezzo
all’uscita di tali scambiatori (i quali sono stati considerati in equi-corrente per
limitare la temperatura di parete):
62
(
mv′AP ⋅ hSH AP − hvssAP + hvuRH − hvuTV
⇒ Tsyn uSH
AP + RH
AP
)=m
syn
(
⋅ c psyn ⋅ Tsyn uVAP − Tsyn uSH
AP
AP + RH
)
= 591.5 °C
Tali scambiatori possono effettivamente essere eserciti in equi-corrente.
Infine, il bilancio termico nell’ECO AP fornisce la temperatura del syngas grezzo
all’uscita di tale scambiatore:
(
mv′AP ⋅ hwuECO − hwiECO
AP
AP
)=m
syn
(
⋅ c psyn ⋅ Tsyn uSH
AP + RH
− Tsyn uECO
AP
)
⇒ Tsyn uECO = 190.6 °C
AP
Il diagramma di scambio termico nel GVR aggiuntivo è rappresentato nella fig.
36.
1400
T (°C)
1200
1000
800
600
RH
SH_AP
400
VAP_AP
200
ECO_AP
0
0
1000
2000
3000
4000
Q (kJ/kgcarbone)
Fig.36 – Diagramma di scambio termico nel GVR aggiuntivo.
A questo punto bisogna calcolare il valore dell’entalpia del vapore all’ingresso
della turbina di bassa pressione, considerando la nuova equazione di bilancio per
il miscelamento si ha:
63
(m
)
(
)
+ mv′AP + mvMP + mvBP ⋅ hvi′ TV = mvAP + mv′AP + mvMP ⋅ hvuTV + mvBP ⋅ hSH BP
v AP
hvi′ TV =
(m
BP
)
+ mv′AP + mvMP ⋅ hvuTV + mvBP ⋅ hSH BP
v AP
(
BP
MP
mvAP + mv′AP + mvMP + mvBP
)
MP
= 3105.8 kJ / kg
si calcola quindi il nuovo valore dell’entropia all’ingresso della turbina di bassa
pressione:
svi′ TV
= s ( pvBP , hvi′ TV ) = 7.5318 kJ / kgK
BP
BP
′ TV
svu
BPis
= svi′ TV
BP
= s ( pvBP , hvi′ TV ) = 7.5318 kJ / kgK
BP
il titolo di fine espansione isoentropica è pari a:
′ TV
xvu
=
BPis
′ TV
svu
BPis
− svsw
svss − svsw
= 0.898
attraverso il rendimento del tronco si calcola l’entalpia e il titolo di fine
espansione:
hvu′ TV
BPis
′ TV ) = 2320.2 kJ / kgK
= hvsw + hvss ⋅ (1 − xvu
BPis
hvu′ TV = hvi′ TV − ηisBP ⋅ (hvi′ TV − hvu′ TV
BP
BP
′ TV =
xvu
BP
BP
hvu′ TV − hvsw
BP
hvss − hvsw
) = 2461.6 kJ / kgK
BPis
= 0.956
Infine, si calcolano le nuove prestazioni del ciclo a vapore:
(
)(
− (m
′ th = mvAP + mv′AP ⋅ hSH AP − hvuTV
LIV
+ mvBP ⋅ hSH BP
v AP
AP
) + (m
v AP
)
+ mv′AP + mvMP ⋅ hvuRH +
)
+ mv′AP + mvMP + mvBP ⋅ hvu′ TV = 5650.7 kJ / kg carb
BP
′ = LTV
′ th ⋅ηelm = 5311.7 kJ / kg carb
LIV
Il lavoro elettrico netto prodotto dall’impianto vale:
64
′ − ( LASU + LcompO + LcompN + Laux ) = 10599.6 kJ / kgcarb
L′ = LTG + LIV
2
2
e quindi il rendimento globale dell’impianto IGCC è pari a:
ηg =
L′
= 0.427
H icarb
Analisi ambientale ed economica
Si passa ora a valutazioni di carattere ambientale, in particolare, al calcolo delle
emissioni di anidride prodotta. Indicando con yC la percentuale in peso di
carbonio nel combustibile, si calcola la quantità di anidride carbonica prodotta
dall’unità di massa di combustibile:
mCO2
mc
=
PM CO2
PM C
⋅ yC = 2.247 kgCO2 / kg carb
per riportare tale valore all’unità di energia elettrica prodotta, occorre ricavare
dall’espressione del rendimento globale la quantità di combustibile necessaria per
produrre il kWh:
mc
3600
=
= 0.3397 kg carb / kWh
L ηg ⋅ Hi
e infine:
m(CO2 / kWh )
=
IGCC
mCO2 mc 11
3600
⋅
= ⋅ yC ⋅
= 0.7633 kg / kWh
ηg ⋅ Hi
mc Lel 3
Per un impianto a vapore convenzionale alimentato con lo stesso combustibile e
caratterizzato da un valore di rendimento globale pari a η g = 0.38 si ha:
m(CO2 / kWh ) =
IV
11
3600
⋅ yC ⋅
= 0.8573 kg / kWh
ηg ⋅ Hi
3
Si evince quindi la forte dipendenza delle emissioni di CO 2 dal rendimento
globale dell’impianto di conversione; in particolare l’impianto IGCC considerato
presenta rispetto ad un convenzionale impianto a vapore emissioni di CO 2 più
contenute:
65
ΔmCO2 / kWh
m( CO2 / kWh )
IV
=
m( CO2 / kWh )
IGCC
− m( CO2 / kWh )
m( CO2 / kWh )
IV
= −11%
IV
Per completare la valutazione dell’impianto è importante stabilire il costo
specifico (per kW installato) dell’impianto. Tale parametro economico è di
diffuso impiego sebbene la realtà impiantistica degli impianti IGCC non sia
consolidata ed è quindi difficile fare ipotesi sul costo dei componenti speciali. Per
i calcoli si fa riferimento ai seguenti valori:
Componente
Isola di Gassificazione
Turbina a Gas
Impianto a Vapore
Costo
380 €/kWt
240 €/kWe
400 €/kWe
I costi d’investimento totali vengono calcolati incrementando, in via cautelativa, i
valori riportati del 30% tramite un coefficiente moltiplicativo (k=1.3). Il costo del
kW installato è pari a:
CkW =
′ )⋅k
(CSG ⋅ H icarb + CTG ⋅ LTG + CIV ⋅ LIV
L′
≅ 1630 € / kW
tale valore, piuttosto elevato se confrontato con quello dei convenzionali impianti
per la produzione di energia elettrica, è dovuto fondamentalmente alla presenza
dell’isola di gassificazione che incide per il 71% sul costo di impianto contro il
29% dell’isola di potenza.
Si passa ora alla valutazione del costo dell’energia elettrica, elemento
fondamentale, accanto alle considerazioni di carattere ambientale, per giudicare la
competitività di un impianto.
Per calcolare la quota relativa al capitale investito (Ccap ) è necessario valutare il
Paf (present annuity factor); assumendo un tasso di interesse (i) pari al 10% e una
vita utile dell’impianto (n) pari a 20 anni si ha:
1
(1 + i ) n − 1
=
= 8.514
j
(1 + i ) n ⋅ i
j =1 (1 + i )
n
Paf = ∑
e ipotizzando per l’impianto considerato un funzionamento annuo con un numero
di ore equivalenti pari a heq = 7000 si ottiene:
66
Ccap =
CkW / Paf
= 27.35 € / MWh
heq
la quota relativa ai costi operativi e di manutenzione (Co&m ) , assumendo
f = 0.04 , è pari a:
Co&m = f ⋅
CkW
= 9.31 € / MWh
heq
la quota relativa al costo del combustibile (Ccomb ) , assumendo per il carbone
Ccomb ,kg = 5 c € / kg , è pari a :
Ccomb = Ccomb ,kg ⋅
3600
= 16.99 € / MWh
ηg ⋅ Hi
risulta pertanto determinato il costo del kWh:
CkWh = Ccap + Co&m + Ccomb = 53.65 € / MWh
Per l’impianto a vapore convenzionale considerato nella precedente analisi
ambientale, potendosi assumere CkW = 1200 € / kW , si ottiene:
CkW / Paf
= 20.13 € / MWh
heq
C
= f ⋅ kW = 6.86 € / MWh
heq
Ccap =
Co&m
Ccomb = Ccomb ,kg ⋅
3600
= 19.08 € / MWh
ηg ⋅ Hi
CkWh = Ccap + Co&m + Ccomb = 46.07 € / MWh
Per
heq = 7000
allora l’impianto convenzionale a vapore risulta essere
economicamente più competitivo dell’IGCC; in realtà, come si può vedere dalla
rappresentazione grafica di fig. 37, per le ipotesi qui adottate, l’impianto a vapore
esibisce costi del kWh prodotto sempre inferiori a quelli di un IGCC.
Nella valutazione economica, però, bisognerebbe anche tenere in considerazione
l’onere delle emissioni di CO2 valutando ad esempio un costo annuo per il surplus
di emissioni da ripartirsi poi sulla produzione annuale di energia elettrica. Tale
valutazione sarà ripresa successivamente quando verrà illustrata la tematica della
cattura della CO2.
67
Ca,MW
(€/MW*anno)
IGCC
IV
54 €/MWh
47 €/MWh
0
2000
4000
6000
7000 heq
8000 h
eq
Fig.37 – Costo di gestione annuo della potenza installata.
68
BIBLIOGRAFIA
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gli impianti con gassificazione del carbone igcc

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