GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE DEL CARBONE IGCC · GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC) 3 GLI...

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)

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INDICE GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE……………………......

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L’isola di gassificazione……………………………………………...

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Il gassificatore……………………………………………………………….. 5 Trattamento del carbone……………………………………………………. 11 Unità di separazione dell’aria……………………………………………... 12 Raffreddamento del syngas e recupero termico…………………………. 14 Depurazione del syngas…………………………………………………….. 18 L’isola di potenza…………………………………………………….

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Impianto sovrapposto (TG)………………………………………………… 27 Impianto sottoposto (IV)……………………………………………………. 30 Esempi di gassificatori……………………………………………….

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Soluzioni impiantistiche e prestazioni globali. Cenni sull’evoluzione di un impianto IGCC………………………………………………….

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Esempio numerico – Valutazione delle prestazioni di un impianto IGCC……………………………………………………………..........

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BIBLIOGRAFIA…………………………………………………….

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GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC) 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 2CO . 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 2O quale ossidante, si svilupparono intorno agli anni 1920-1930, 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


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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 ( 2CO ), idrogeno ( 2H ), vapor d’acqua ( 2H O ) e metano ( 4CH ); ci sono poi altri elementi indesiderati quali: i composti dello zolfo (solfuro di idrogeno, 2H S , e solfuro di carbonile,COS), i composti dell’azoto (ammoniaca, 3NH , 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:

2

2 2

2 2

2

2 4

2 2 2

1 110.6 /2

393.7 /- 131.4 /

( 2 )( 2 )

41.2 /

C O CO kJ mol combustione parziale

C O CO kJ mol combustione totaleC H O CO H kJ mol gassificazioneC CO CO gassificazioneC H CH idrogassificazione

CO H O CO H kJ mol water gas

+ → +

+ → ++ → ++ →+ →+ → + +

2 4 23 206.4 /shift

CO H CH H O 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.


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I gassificatori sono riconducibili a tre categorie principali:

gassificatori a letto fisso, gassificatori a letto fluido 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;


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- 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% 2CO , 45% 2H , 10% 4CH

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 qualitativa della temperatura lungo l’asse del reattore.

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;


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- 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; - composizione tipica del syngas (%vol):

40% CO, 20% 2CO , 30% 2H . 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 qualitativa della temperatura lungo l’asse del reattore.


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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); - composizione tipica del syngas (%vol):

60% CO, 3% 2CO , 30% 2H . 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 slurry, che viene

successivamente pompato all’interno del gassificatore; - 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,


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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.

COLD BOX

unità di purificazione

A.S.U.aria

ossidante

N2

LASUQASU

C

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”:

syngas

carbone

syngas i

carbone i

m Hcold gas efficiency

m H

⋅=

⋅

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.


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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


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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


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(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).


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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:


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- caratteristiche del particolato: in particolare la granulometria, le caratteristiche chimico-fisiche (viscosità, coesione, densità);

- 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).


21

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 60% 1 1 1Cicloni 85% 2 2 3Precipitatori elettrostatic 99% 10 1 1Filtri a manica 99% 8;9 5;9 2Torri di lavaggio 95% 6 6 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 Campo di applicazione Vantaggi Svantaggi

Rimozione di polveri Bassi costi, semplicità Efficienza modesta, rischiCicloni grossolane e versatilità, basso di erosione, corrosione e

ingombro intasamento

Rimozione di polveri Alta efficienza, Elevati costi iniziali,Precipitatori resistive, con un ampio adattabilità ad alte pres- manutenzione onerosa,

elettrostatici (ESP) intervallo di dimensioni, sioni e temperature, sensibilità alle variazioniportata e temperatura del basse perdite di carico di temperatura, rischio digas incendioConcentrazioni di polveri Alta efficienza e basso Alti costi di gestione,

Filtri a manica non troppo elevate, gas ingombro sensibilità ai gas aggres-non aggressivo sivi e all'umidità, rischio di

intasamento e di incendioRimozione di polveri Alta efficienza, bassi Alti costi di gestione,adesive, con rischio di costi, basso ingombro, rischio di corrosione e

Precipitatori a umido incendio o esplosione, riduzione del rischio di intasamento, recupero portate di gas anche molto incendi e di esplosioni delle polveri sotto forma variabili di fanghi

Tab.2 - Campi di applicazione e caratteristiche

dei sistemi di rimozione del particolato.


22

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


23

ritenere che tale composto venga eliminato completamente dal momento che le poche tracce di 2H S 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 2H S 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:

2 2 2COS H O H S CO+ → +

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.

Colo

nna

di

asso

rbim

ento

Colo

nna

di

rigen

eraz

ione

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


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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:

2 2 2 2

2 2 2

2 2 2

32

2 2 333 3 32

H S O H O SO Stadio termico

H S SO H O S Stadio catalitico

H S O H O S 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’ 2H S ad 2SO , 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’ 2H S reagisce con la 2SO 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.


25

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 2H S . 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’ 2H S operante con solventi a base di ammine. I gas ricchi di 2H S 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.


26

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.


27

- 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 ( 3H =35.8 MJ/Nmi ) essendo costituito principalmente da monossido di carbonio ( 3

iH =12.6 MJ/Nm ) e da idrogeno ( 3

iH =10.8 MJ/Nm ). Inoltre, è pratica comune diluire il gas di sintesi con acqua o azoto per limitare le emissioni di xNO 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:

4 4syn CHsyn i CH im H m H⋅ = ⋅


28

4

4

5 10CH

syn

isyn

CH i

Hmm H

= = −

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:

4

55

0.018

aria combustibile

aCH a

kg kgmm m

α

α

=

= = ⋅

Ipotizzando che la potenza assorbita dal compressore sia pari al 55% di quella generata dalla turbina si ha:

4 4 4 4 4 40.55 0.45

CH e c e e eCH CH CH CH CHTGP P P P P P= − = − ⋅ = ⋅

Nel caso in cui la turbina venga alimentata con syngas, assumendo

450000 /

CHiH kJ kg= e 7000 /syniH kJ kg= , si ottiene la quantificazione del

syngas in ingresso alla camera di combustione rispetto alla quantità di aria aspirata dal compressore:

4 4

40.13CH CH

syn syn

i i asyn CH a

i i

H H mm m mH H α

= ⋅ = ⋅ = ⋅

In prima approssimazione, la potenza dell’espansore è proporzionale alla portata dei gas evolventi nella macchina e pertanto si ha:

44 4

4 4 4

( ) 1.11

( )

1.11 0.55 0.56

syn syn

CH CH

syn syn syn CH CH CH

e f a syne f

e f a CH

TG e c e c e

P m m mP m

P m m m

P P P P P P

+∝ ⇒ = = =

+

= − = ⋅ − ⋅ = ⋅

L’aumento di potenza è quantificabile come:


29

4

4 4

24%syn CH

CH CH

TG TGTG

TG TG

P PPP P

−Δ= =

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:

3 3

3

m Tcost

p=

&

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 ( xNO ), 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 xNO 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.


30

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

2H S (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.


31

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


32

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


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effettuare una produzione combinata di energia elettrica, vapore tecnologico e eventualmente di idrogeno.

Impianto Sito Avviamento Potenza Applicazione Combustibile Tecnologia Turbina a Gas

SCE Cool Water (USA) 1984 120 Mwe en. elettrica carbone Texaco-O2 GE 107EDOW Plaquemine (USA) 1987 160 Mwe en. elettrica lignite Dow/Destec GE 107EDemkolec Buggenum (Olanda) 1994 250 MWe en. elettrica carbone Shell-O2 KWU V 94.2Wabash River Terre Haute (USA) 1995 260 Mwe repowering carbone-coke E-Gas-O2 GE 7FAECOLGAS Puertollano (Spagna) 1996 335 MWe en. elettrica carbone-coke Prenflo-O2 KWU V 94.3Pifion Pine Reno (USA) 1996 100 MWe en. elettrica carbone KRW-aria GE MS 6001FATampa Electric Polk County (USA) 1996 250 MWe en. elettrica carbone Texaco-O2 GE 7001FShell Pernis Rotterdam (Olanda) 1997 120 Mwe cogener.-H2 tar Shell/Lurgi GE 2x6BAPI Energia Falconara (Italia) 1999 280 Mwe en. elettrica tar Texaco-O2 ABB GT13E2Sarlux Sarroch (Italia) 1999 550 Mwe cogener.-H2 tar Texaco-O2 GT MS9001EISAB Energy Priolo Gargallo (Italia) 2000 510 Mwe en. elettrica tar Texaco-O2 KWU V 94.3

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.


34

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

xNO 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 1400-

1450°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.


35

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 % in massaC 61.27H 4.69O 8.83N 1.10S 3.41

Umidità 12.00Ceneri 8.70Totale 100

24830 /iH kJ kg=

- pressione e temperatura del syngas all’uscita del gassificatore:

8

8

601330

p barT C

== °

- rapporto massico acqua/carbone all’ingresso del gassificatore:

0.323 /acquacarb

carbone

mkg kg

m=


36

- rapporto massico ossidante/carbone all’ingresso del gassificatore:

0.837 /ossidantecarb

carbone

m kg kgm

=

- assorbimento ausiliari della sezione di gassificazione pari all’1% del potere

calorifico inferiore del carbone in ingresso:

248.3 /aux carbL kJ kg= - composizione in volume del syngas ottenuto:

Componenti % in volumeCO 40.71CO2 8.00H2 27.62

H2O 20.71H2S 1.02N2 1.94

Totale 100

- scorie separate:

0.06 /s carbm kg kg= - temperatura del syngas all’ingresso della sezione di depurazione:

9 40T C= ° - perdite di carico attraverso la sezione di raffreddamento del syngas:

5%sc

pp

⎛ ⎞Δ=⎜ ⎟

⎝ ⎠

- assorbimenti A.S.U.:

2890 /ASU OL kJ kg=

- composizione ossidante:

2O =95%; 2N =5% in volume


37

La compressione interrefrigerata in due stadi dell’ossidante sia caratterizzata dai seguenti parametri: - pressione dell’ossigeno all’ingresso del gassificatore:

7 62p bar= - perdite di carico attraverso lo scambiatore di calore:

3%sc

pp

⎛ ⎞Δ=⎜ ⎟

⎝ ⎠

- temperatura dell’ossidante all’uscita dello scambiatore di calore:

6

'' 40T C= ° - rendimento politropico di compressione:

0.85cpη =

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:


38

7

6

1 63.11

tot

sc

pp p

p

β = ⋅ =⎛ ⎞Δ− ⎜ ⎟⎝ ⎠

Per minimizzare il lavoro specifico, vengono adottati o seguenti rapporti di compressione parziali:

7.94totβ β β′ ′′= = = Per la prima fase di compressione la temperatura di aspirazione è:

6 15ambT T C= = ° La temperatura di fine compressione viene calcolata per via iterativa in quanto per calcolare la 6T ′ è necessario il valore di cε il quale a sua volta, tramite il calore specifico medio lungo la trasformazione, dipende da 6T ′ stessa. 1° iterazione: il fluido di processo è l’ossidante proveniente dall’ASU dalla cui composizione si possono ricavare le seguenti grandezze:

431.8 / ; 0.868 1.39 10 /oxm pPM kg kmole c T kJ kgK−= = + ⋅ ⋅

Assumendo come temperatura per il calcolo del calore specifico medio lungo la trasformazione una temperatura intermedia tra la 6T e una 6T ′ di primo tentativo assunta pari a 300°C, si ottiene:

*6 6 157.5 0.928 / ; 0.2817;

2ox

ox

p oxm p

T T Rc C kJ kgKPM c

ε′+⎛ ⎞= ° = = =⎜ ⎟ ⋅⎝ ⎠

( )/

'6 6 299.3

cox pol

T T C STOPε η

β ′= ⋅ = ° ⇒ Il calcolo della prima fase di compressione è giunto a convergenza e si sono ottenuti i seguenti risultati:

6 6 '

'60.928 / ; 299.3

oxpc kJ kgK T C−= = °

Per la seconda fase di compressione la 6T ′′ è assegnata e vale:

6 40T C′′= °


39

Analogamente a quanto visto precedentemente la temperatura di fine compressione viene calcolata per via iterativa in quanto per calcolare la 7T è necessario il valore di cε il quale a sua volta, tramite il calore specifico medio lungo la trasformazione, dipende da 7T 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 6T ′′ e una 7T di primo tentativo (si assuma 350°C), si ottiene:

*6 7 195 0.933 / ; 0.2802;

2ox

ox

p oxm p

T T Rc C kJ kgKPM c

ε′′+⎛ ⎞= ° = = =⎜ ⎟ ⋅⎝ ⎠

( )/

7 6 346.7c

ox pol

T T Cε η

β′′ ′′= ⋅ = ° 2° iterazione: il fluido di processo è invariato ed ora si può assumere una temperatura intermedia tra la 6T ′′ e la 7T appena calcolata; si ottiene:

6 7 193.3 0.933 /2oxp

T Tc C kJ kgK STOP′′+⎛ ⎞= ° = ⇒⎜ ⎟

⎝ ⎠

Il calcolo della seconda fase di compressione è giunto a convergenza e si sono ottenuti i seguenti risultati:

6 '' 7 70.933 / ; 346.7oxpc kJ kgK T C

−= = °

Si possono ora calcolare le prestazioni della fase di compressione interrefrigerata:

6 6 ' 6 '' 7

6 ' 6 ''

, 6 6 7 6

, 6 , /

int, 6 6

int, 6 int,

( ) ( ) 550 /

470 /( ) 241.1 /

201.8 /

ox ox

ox

c ox p p ox

c ox c ox m o carb

ox p ox

ox ox carb

L c T T c T T kJ kg

P m L kJ kgQ c T T kJ kg

P m Q kJ kg

η− −

−

′ ′′= ⋅ − + ⋅ − =

= ⋅ =

′ ′′= ⋅ − =

= ⋅ =

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:


40

2 2

3 3 3

( , ) ( , ) 63.03 /( , ) ( , ) 376.7 /

wi amb amb

wu amb

h h p T h p T kJ kgh h p T h p T kJ kg

= = == = =

Il calore necessario per il riscaldamento dell’acqua è pari a:

( ) 101.3 /w w wu wi carbQ m h h kJ kg= ⋅ − = 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

120.09 /

synm i ii

PM x PM kg kmole=

= ⋅ =∑

e quindi la composizione in massa si calcola come:

2

2

2

2

2

56.74%17.52%

2.75%18.56%1.73%

2.70%

syn

ii i

m

PMy xPM

COCOHH OH SN

= ⋅

=====

=

Il syngas prodotto, applicando l’equazione di conservazione della massa al gassificatore, è pari a:

1 2 7 2.1 /syn carbone acqua ossidante scorie

s carb

m m m m m

m m m m kg kg

= + + − =

= + + − =

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:


41

( )6

4

11.418 4.115 10 /

synp i i ii

c y a b T T kJ kgK−

=

= ⋅ + ⋅ = + ⋅ ⋅∑

Si effettua ora un primo raffreddamento del syngas fino alla temperatura (

1raffT ) 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:

2 2

2sec

( )( )

H O H O

gas co tot H O

PM p Tx

PM p p 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:

2

2

2

2

2

1.777 /

69.67%21.51%

3.38%2.12%

3.32%

syn secco syn H O carb

ii

syn secco

m m m kg kg

mym

COCOHH SN

= − =

=

====

=

il peso molecolare medio del gas secco è pari a:

sec 5

1

1 20.63 /syn com

i

i i

PM kg kmoley

PM=

= =

∑

La pressione parziale dell’acqua nel gas risulta pertanto:

22

11.811

totH O

H O

gs

pp barPMx PM

= =+

⋅

a cui corrisponde una tempera di saturazione pari a:


42

2( ) 187sat H OT T p 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:

1190raffT C= °

Il calore recuperabile dal syngas cooling è quindi pari a:

8 1 760 1.843 /2syn

raffp

T Tc C kJ kgK

+⎛ ⎞= ° =⎜ ⎟

⎝ ⎠

1 8 8 1( ) 4410 /synraff p raff carbQ m c T T kJ kg= ⋅ ⋅ − =

Da tali valori è possibile quantificare la percentuale di syngas cooling rispetto all’input termico totale:

1

,

17.8 %raff

carbone i carbone

Qm H

≈⋅

Depurazione del syngas grezzo Si considerano i seguenti passi:

raffreddamento del syngas fino a 40°C eliminazione di tutti i composti dello zolfo 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):

2 2

2sec

( )( )

H O H O

gas co tot H O

PM p Tx

PM p p 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, 9 40T C= ° ):

9( ) 0.07375satp T bar= La quantità di acqua che può essere presente nel syngas è pari a:

2

2

9sec

sec 9

( ) 1.193 /( )

H O satH O gas co

gas co tot sat

PM p Tx g kgPM p p T

= ⋅ =−


43

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:

2

2

2

2

2

1.676 /

71.09%21.95%

3.45%0.12%

3.39%

syn depurato syn H S carb

ii

syn depurato

m m m kg kg

mym

COCOHH ON

= − =

=

====

=

il potere calorifico inferiore del syngas depurato è pari a:

2 211.35 /

syn H COi H i CO iH y H y H MJ kg= ⋅ + ⋅ =

Se si decide di iniettare azoto in camera di combustione con un rapporto di diluizione ( dr ) pari a

213 / Hkg kg al fine di contenere le emissioni di xNO , la

massa di azoto necessaria rapportata al kg di carbone è pari a:

2 20.7514 /

dilN H syn depurato d carbm y m r kg kg= ⋅ ⋅ =

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:

2 2

31.8

95.6%; 4.4%

ox i ii

ii i

ox

PM x PM

PMy x O N in massaPM

= ⋅ =

= ⋅ ⇒ = =

∑

noto il rapporto tra massa di ossidante e massa di carbone entrante nel gassificatore si ha:


44

2 2

2 2

2 2

0.8 /

0.037 /

0.77' 2.678 /0.23ASU

oxO O carb

carb

oxN N carb

carb

N O carb

mm y kg kgm

al gassificatoremm y kg kg

m

all ASU m m kg kg

⎧ = ⋅ =⎪⎪⎨⎪ = ⋅ =⎪⎩

= ⋅ =

la quantità di azoto disponibile per la diluizione in camera di combustione vale dunque:

2 2 22.641 /

separato ASUN N N carbm m m kg kg= − =

tale valore risulta compatibile con a quello richiesto ( 0.7514 / carbkg kg ). E’ ora possibile valutare la nuova composizione massica del syngas che viene inviato nella camera di combustione della turbina a gas:

2

2

2

2

2

2.4274 /

49.03%15.16%

2.38%0.08%

33.29%

dilsyn diluito syn depurato N carb

ii

syn diluito

m m m kg kg

mym

COCOHH ON

= + =

=

====

=

il potere calorifico inferiore del syngas diluito con azoto è pari a:

2 27835 /

syn H COi H i CO iH y H y H kJ kg= ⋅ + ⋅ =

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:

10 20p bar=


45

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:

2 2

4;28 / 0.988 1.59 10 /

NN pPM kg kmole c T kJ kgK−= = + ⋅ ⋅

Assumendo come temperatura per il calcolo del calore specifico medio lungo la trasformazione una temperatura intermedia tra la 15°C e 500°C, si ottiene:

222 2

*15 500 257.5 1.072 / ; 0.2770;2N

N

p NN p

Rc C kJ kgKPM c

ε+⎛ ⎞= ° = = =⎜ ⎟ ⋅⎝ ⎠

( )/2

2 2, , 491.5c

N pol

f N i NT T C STOPε η

β= ⋅ = ° ⇒ Si può considerare che il calcolo della fase di compressione sia giunto a convergenza: i risultati ottenuti sono pertanto:

22 ,1.072 / ; 491.5Np f Nc kJ kgK T C= = °

2 2 2 2

2 2 2

, , ,

, , /

( ) 510.8 /

391.6 /c N p f N i N N

c N N c N m o carb

L c T T kJ kg

P m L kJ kgη

= ⋅ − =

= ⋅ =

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:

1

1

1.01315

p barT C

== °

- rapporto di compressione:

15cβ = - temperatura massima del ciclo:

3 1200T C= ° - rendimenti politropici:

0.88c ep pη η= =


46

- fattore di raffreddamento:

0.95rf = - rendimento di combustione:

0.99ccη = - rendimento elettro-meccanico:

0.97elmη =

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 2T è necessario il valore di cε il quale a sua volta, tramite il calore specifico medio lungo la trasformazione, dipende da 2T stessa. 1° iterazione: il fluido di processo è aria per cui valgono le seguenti relazioni:

4;28.83 / 0.959 1.54 10 /

am pPM kg kmole c T kJ kgK−= = + ⋅ ⋅


47

Assumendo come temperatura per il calcolo del calore specifico medio lungo la trasformazione una temperatura intermedia tra la 1T e una 2T di primo tentativo assunta pari a 400°C, si ottiene:

*1 2 207.5 1.033 / ; 0.2792;

2a

a

p am p

T T Rc C kJ kgKPM c

ε+⎛ ⎞= ° = = =⎜ ⎟ ⋅⎝ ⎠

( )/

2 1 407c

a pol

T T Cε η

β= ⋅ = ° 2° iterazione: il fluido di processo è invariato ed ora si può assumere una temperatura intermedia tra la 1T e la 2T appena calcolata; si ottiene:

*1 2 211 1.034 / ; 0.2789;

2a

a

p am p

T T Rc C kJ kgKPM c

ε+⎛ ⎞= ° = = =⎜ ⎟ ⋅⎝ ⎠

( )/

2 1 406.4c

a pol

T T Cε η

β= ⋅ = ° 3° iterazione: il fluido di processo è invariato ed ora si può assumere una temperatura intermedia tra la 1T e la 2T appena calcolata; si ottiene:

1 2 210.7 1.033 / ;2ap

T Tc C kJ kgK STOP+⎛ ⎞= ° = ⇒⎜ ⎟⎝ ⎠

Il calcolo della compressione è giunto a convergenza e si sono ottenuti i seguenti risultati:

1 2 21.033 / ; 407apc kJ kgK T C−= = °

Calcolata la 2T , essendo la 3T 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 ( 2T e 3T ), 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:


48

2 3

3 2

803.5 1.125 /2

1 7.695 /( )

a

a

p

i ccaria comb

p

T Tc C kJ kgK

H kg kgc T T

ηα

+⎛ ⎞= ° =⎜ ⎟⎝ ⎠

⋅= − =

−

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:

2 2

2 2

2 2 2

2

2

2

2

2 2

2

2

2 2

2

2

: 6.259 /

1 1: 1.299 /2 2

: 0.922 /

: 0.215 /

syn

stech syn syn

synsyn

syn syn

N N comb

O OO O CO H comb

CO H

COCO CO comb

CO

H OH O H comb

H

N y y kg kg

PM PMO y O y y y kg kg

PM PM

PMCO y y kg kg

PMPM

H O y y kg kgPM

α

α α

+ ⋅ =

⎛ ⎞⋅ − = ⋅ − ⋅ ⋅ + ⋅ ⋅ =⎜ ⎟⎜ ⎟

⎝ ⎠

+ ⋅ =

+ ⋅ =

e quindi

2

2

2

24

: 71.98%: 14.94%

: 10.60%: 2.48%

0.9671 1.979 10 /fp

N in massaO in massaCO in massaH O in massa

c T kJ kgK−⇒ = + ⋅ ⋅

2° iterazione: il fluido di processo è ora stato individuato per cui si procede al calcolo del calore specifico medio;

2 3

3 2

803.5 1.180 /2

1 7.289 /( )

f

f

p

i ccaria comb

p

T Tc C kJ kgK

H kg kgc T T

ηα

+⎛ ⎞= ° =⎜ ⎟⎝ ⎠

⋅= − =

−

Noto il rapporto aria-combustibile è necessario calcolare nuovamente la composizione dei fumi (facendo riferimento all’unità di massa di combustibile)


49

per poi ricavare la nuova relazione per il calcolo del calore specifico dei fumi; seguendo lo stesso procedimento dell’iterazione precedente si ottiene:

2 2

2 2

2 2 2

2

2

2

2

2 2

2

2

2 2

2

2

: 5.949 /

1 1: 1.206 /2 2

: 0.922 /

: 0.215 /

syn

stech syn syn

synsyn

syn syn

N N comb

O OO O CO H comb

CO H

COCO CO comb

CO

H OH O H comb

H

N y y kg kg


PM PM

PMCO y y kg kg

PMPM

H O y y kg kgPM

α

α α

+ ⋅ =

⎛ ⎞⋅ − = ⋅ − ⋅ ⋅ + ⋅ ⋅ =⎜ ⎟⎜ ⎟

⎝ ⎠

+ ⋅ =

+ ⋅ =

e quindi

2

2

2

24

: 71.74%: 14.55%

: 11.12%: 2.59%

0.9675 2.00 10 /fp


c T kJ kgK−⇒ = + ⋅ ⋅


2 3

3 2

803.5 1.1828 /2

1 7.270 /( )

f

f

p

i ccaria comb

p

T Tc C kJ kgK

H kg kgc T T

ηα

+⎛ ⎞= ° =⎜ ⎟⎝ ⎠

⋅= − =

−

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:


50

2 2

2 2

2 2 2

2

2

2

2

2 2

2

2

2 2

2

2

: 5.931 /

1 1: 1.202 /2 2

: 0.922 /

: 0.215 /

syn

stech syn syn

synsyn

syn syn

N N comb

O OO O CO H comb

CO H

COCO CO comb

CO

H OH O H comb

H

N y y kg kg


PM PM

PMCO y y kg kg

PMPM

H O y y kg kgPM

α

α α

+ ⋅ =

⎛ ⎞⋅ − = ⋅ − ⋅ ⋅ + ⋅ ⋅ =⎜ ⎟⎜ ⎟

⎝ ⎠

+ ⋅ =

+ ⋅ =

e quindi

2

2

2

24

: 71.72%: 14.53%

: 11.15%: 2.60%

0.9675 2.00 10 /fp


c T kJ kgK−⇒ = + ⋅ ⋅


2 3 803.5 1.1828 / ;2fp

T Tc C kJ kgK STOP+⎛ ⎞= ° = ⇒⎜ ⎟⎝ ⎠

Il calcolo della camera di combustione è giunto a convergenza e si sono ottenuti i seguenti risultati:

1.1828 / ; 7.270 /fp combc kJ kgK kg kgα= =

Si passa ora al calcolo della temperatura di fine espansione: anche questo calcolo viene effettuato per via iterativa in quanto per calcolare la 4T è necessario il valore di eε il quale a sua volta, tramite il calore specifico medio lungo la trasformazione, dipende da 4T stessa. 1° iterazione: il fluido di processo è costituito dai gas combusti di composizione ora nota per cui valgono le seguenti relazioni:

4;29.29 / 0.9675 2.00 10 /

fm pPM kg kmole c T kJ kgK−= = + ⋅ ⋅


51

Assumendo come temperatura per il calcolo del calore specifico medio lungo la trasformazione una temperatura intermedia tra la 3T e una 4T di primo tentativo assunta pari a 600°C, si ottiene:

*3 4 900 1.2021 / ; 0.2361;

2f

f

p fm p

T T Rc C kJ kgKPM c

ε+⎛ ⎞= ° = = =⎜ ⎟ ⋅⎝ ⎠

( )3

4 598.8eff r pol

TT Cε η

β⋅ ⋅

= ⋅ = °

2° iterazione: il fluido di processo è invariato ed ora si può assumere una temperatura intermedia tra la 3T e la 4T appena calcolata; si ottiene:

*3 4 899.4 1.202 / ; 0.2361;

2f

f

p fm p

T T Rc C kJ kgKPM c

ε+⎛ ⎞= ° = = =⎜ ⎟ ⋅⎝ ⎠

( )3

4 598.8eff r pol

TT Cε η

β⋅ ⋅

= ⋅ = °

2° iterazione: il fluido di processo è invariato ed ora si può assumere una temperatura intermedia tra la 3T e la 4T appena calcolata; si ottiene:

3 4 899.4 1.202 / ;2fp

T Tc C kJ kgK STOP+⎛ ⎞= ° = ⇒⎜ ⎟⎝ ⎠

Il calcolo dell’espansione è giunto a convergenza e si sono ottenuti i seguenti risultati:

3 4 41.202 / ; 598.7fpc kJ kgK T C−= = °

Si possono ora calcolare le prestazioni della turbina a gas:


52

( )

( )

1 2

3 4

2 3

2 1

3 4

1 3 2

1

( ) 405.0 /

11 822.2 /

417.2 /11 1066.9 /

0.3909

17.65 /7142.7

a

f

f

c p aria

e p aria

th e c aria

p aria

thth

a c carb

TG a th elm

L c T T kJ kg

L c T T kJ kg

L L L kJ kg

Q c T T kJ kg

LQ

m m kg kgL m L k

α

α

η

αη

−

−

−

= ⋅ − =

⎛ ⎞= + ⋅ ⋅ − =⎜ ⎟⎝ ⎠

= − =

⎛ ⎞= + ⋅ ⋅ − =⎜ ⎟⎝ ⎠

= =

= ⋅ == ⋅ ⋅ = / carbJ kg

Il generatore di vapore a recupero a tre livelli di pressione con risurriscaldamento sia caratterizzato dai seguenti parametri: - pressione del vapore prodotto:

140253

AP

MP

BP

p barp barp bar

===

- temperatura del vapore surriscaldato e risurriscaldato:

540APSH RHT T C= = °

- differenze di temperatura terminali:

10ppT CΔ = ° 25appT CΔ ° 10scT CΔ °

La turbina a vapore sia caratterizzata dai seguenti parametri: - rendimenti isoentropici di espansione nei corpi di turbina:

0.82

0.85

0.82

AP

MP

BP

is

is

is

η

η

η

=

=

=


53

- pressione al condensatore:

0.06condp bar= - rendimento elettromeccanico:

0.94elmη = Lo schema del generatore di vapore a recupero a tre livelli di pressione con risurriscaldamento è schematicamente riportato in Fig. 29:

SH AP

VAP AP

SH MP

ECO AP

VAP MP

SH BP

ECO MP

VAP BP

ECO

RH

mvAP - alla TVAP

mvAP + mvMP - alla TVMP

mvAP - dalla TVAP

mvAP + mvMP + mvBP - dalla PE

mvBP - alla TVBP

mvMP

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 APSH , APVAP ed

RH si ottiene il seguente bilancio:


54

( ) ( ) ( ) ( )AP AP ECO AP MP RH RH f VAPAP APv SH wu v v vu vi f p gi gum h h m m h h m c T T⋅ − + + ⋅ − = ⋅ ⋅ −

- considerando la superficie di controllo limitata alle sezioni MPSH , MPVAP ed

APECO si ottiene il seguente bilancio:

( ) ( ) ( )MP MP ECO AP ECO ECO f VAP VAPMP AP MP AP MPv SH wu v wu wu f p gu gum h h m h h m c T T⋅ − + ⋅ − = ⋅ ⋅ −

- considerando infine il miscelamento che avviene prima dell’ingresso nell’ RH

si ottiene il seguente bilancio:

( )MP MP AP TV AP MP RHAPv SH v vu v v vim h m h m m h⋅ + ⋅ = + ⋅

Dalla seconda equazione si esplicita la portata di vapore di media pressione:

( ) ( )( )

f VAP VAP AP ECO ECOAP MP AP MP

MP

MP ECOMP

f p gu gu v wu wu

v

SH wu

m c T T m h hm

h h

⋅ ⋅ − − ⋅ −=

−

dalla terza equazione si esplicita il valore dell’entalpia del vapore all’ingresso del risurriscaldatore:

( )MP MP AP TVAP

RH

AP MP

v SH v vuvi

v v

m h m hh

m m

⋅ + ⋅=

+

Sulla base dei dati assegnati si calcolano le seguenti temperature:

( ) 336.6

( ) 223.9

( ) 151.8

346.6

233.9

161.8

325

AP

MP

BP

VAP AP APAP

VAP MP MPMP

VAP BP BPBP

ECO AP APAP

ECO MPMP

sat AP

sat MP

sat BP

gu sat pp

gu sat pp

gu sat pp

wu sat sc

wu sat s

T T p C

T T p C

T T p C

T T T C

T T T C

T T T C

T T T C

T T T

= = °

= = °

= = °

= + Δ = °

= + Δ = °

= + Δ = °

= − Δ = °

= − Δ 210

140MP

ECO BP BPBP

c

wu sat sc

C

T T T C

= °

= −Δ = °


55

Si valutano ora, tramite le tabelle del vapore, le entalpie caratteristiche del lato acqua/vapore di alta, media e bassa pressione:

( , ) 3432.4 /

( , ) 1488.6 /

( , ) 3550.6 /

( , ) 3058.6 /

( , ) 897.9 /

( , ) 2876.6 /

AP AP AP

ECO AP ECOAP AP

RH MP

MP MP MP

ECO MP ECOMP MP

BP BP BP

SH v SH

wu v wu

vu v RH

SH v SH

wu v wu

SH v SH

h h p T kJ kg

h h p T kJ kg

h h p T kJ kg

h h p T kJ kg

h h p T kJ kg

h h p T kJ kg

= =

= =

= =

= =

= =

= =

( , ) 589.2 /ECO BP ECOBP BPwu v wuh h p T kJ kg= =

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:

( , ) 3432.4 /

( , ) 6.5307 /AP AP AP

AP AP AP

SH v SH

SH v SH

h h p T kJ kg

s s p T kJ kgK

= =

= =

l’entropia di fine espansione isoentropica risulta:

6.5307 /TV APAPisvu SHs s 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:

( , ) 2945.5 /

( ) 3033.0 /TV MP APAPis

TV TV AP TV TVAP AP AP APis

vu v SH

vu vi is vi vu

h h p s kJ kgK

h h h h kJ kgKη

= =

= − ⋅ − =

Sostituendo nella prima equazione di bilancio le espressioni di

MPvm e di RHvih si

ottiene:


56

( ) ( ) ( ) ( )( )

( ) ( ) ( )( )

ECO ECOAP MP

AP AP ECO RH TV MP RHAP AP

MP ECOMP

MP RH

f VAP VAP VAPAP AP MP

MP ECOMP

wu wu

v SH wu vu vu SH vu

SH wu

SH vif p gi gu gu gu

SH wu

h hm h h h h h h

h h

h hm c T T T T

h h

⎛ ⎞−⎜ ⎟⋅ − + − + − ⋅ =⎜ ⎟⎜ ⎟−⎝ ⎠

⎛ ⎞−⎜ ⎟= ⋅ ⋅ − + − ⋅⎜ ⎟⎜ ⎟−⎝ ⎠

noto il valore di

TVAPvuh , dalla precedente espressione si può finalmente calcolare la

portata di vapore di alta pressione:

2.1340 /APv carbm kg kg=

per la portata di vapore di media pressione e l’entalpia all’ingresso del risurriscaldatore si ha:

( ) ( )( )

( )

0.5604 /

3038.3 /

f VAP VAP AP ECO ECOAP MP AP MP

MP

MP ECOMP

MP MP AP TVAP

RH

AP MP

f p gu gu v wu wu

v carb

SH wu

v SH v vuvi

v v

m c T T m h hm kg kg

h h

m h m hh kJ kg

m m

⋅ ⋅ − − ⋅ −= =

−

⋅ + ⋅= =

+

Considerando la superficie di controllo limitata alle sezioni BPSH , BPVAP e

MPECO si ottiene il seguente bilancio:

( ) ( ) ( ) ( )BP BP ECO AP MP ECO ECO f VAP VAPBP MP BP MP BPv SH wu v v wu wu f p gu gum h h m m h h m c T T⋅ − + + ⋅ − = ⋅ ⋅ −

dalle precedente equazione si ricava la portata di vapore di bassa pressione:

( ) ( ) ( )( )

0.3276 /f VAP VAP AP MP ECO ECOMP BP MP BP

BP

BP ECOBP

f p gu gu v v wu wu

v carb

SH wu

m c T T m m h hm kg kg

h h

⋅ ⋅ − − + ⋅ −= =

−

Considerando la superficie di controllo limitata al solo ECO si ottiene il seguente bilancio:

( ) ( ) ( )AP MP BP ECO f VAPBP BPv v v wu vsw f p gu gum m m h h m c T T+ + ⋅ − = ⋅ ⋅ −


57

essendo note le condizioni al condensatore, si valuta immediatamente il valore dell’entalpia del vapore saturo liquido ( vswh ):

, 152.3 /i GVR vsw ph h L kJ kg= + = e dalla precedente equazione si ricava la temperatura finale dei fumi all’uscita del GVR:

( ) ( )101.6AP MP BP ECOBP

VAPBPf

v v v wu vsw

gu guf p

m m m h hT T C

m 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:

( ) 10901.1 /gg p g gi gu carbQ c m T T kJ kg= ⋅ ⋅ − =

per il lato acqua/vapore si ottiene:

( )

( ) 10901.2 /AP AP AP MP TV BP BPMP

AP TV AP MP BPAP

v v SH v v vi v SH

v vu v v v wi carb

Q m h m m h m h

m h m m m h kJ kg

= ⋅ + + ⋅ + ⋅ +

− ⋅ − + + ⋅ =

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.


58

0

100

200

300

400

500

600

0 2000 4000 6000 8000 10000

RH

SH_AP

VAP_AP

SH_MP

ECO_AP

VAP_MP

SH_BP

ECO_MP

VAP_BP

ECO

Q (kJ/kgcarbone)

T (°C)

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.


59

Dai dati si calcolano immediatamente i valori di entalpia e di entropia all’ingresso della turbina di media pressione:

( , ) 3550.6 /

( , ) 7.4360 /RH MP RH

RH MP RH

vu v vu

vu v vu

h h p T kJ kg

s s p T kJ kgK

= =

= =


7.4360 /TV RHMPisvu vus s kJ kgK= =

si può quindi calcolare il valore dell’entalpia di fine espansione isoentropica e attraverso il rendimento del tronco si calcola l’entalpia reale di fine espansione:

( , ) 3050.3 /

( ) 3125.3 /TV MP RHMPis

TV TV MP TV TVMP MP MP MPis

vu v vu

vu vi is vi vu

h h p s kJ kgK

h h h h kJ kgKη

= =

= − ⋅ − =

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: ( ) ( )AP MP BP TV AP MP TV BP BPBP MPv v v vi v v vu v SHm m m h m m h m h+ + ⋅ = + ⋅ + ⋅

dalla quale si ricava il valore dell’entalpia del vapore all’ingresso della turbina di bassa pressione:

( )( )

3098.3 /AP MP TV BP BPMP

TVBP

AP MP BP

v v vu v SHvi

v v v

m m h m hh kJ kg

m m m

+ ⋅ + ⋅= =

+ +

si calcolano quindi i valori di temperatura ed entropia all’ingresso della turbina di bassa pressione:

( , ) 316.2

( , ) 7.5191 /TV BP TVBP BP

TV BP TVBP BP

vi v vi

vi v vi

T h p h C

s s p h kJ kgK

= = °

= =


7.5191 /TV TVBPis BPvu vis s kJ kgK= =


60

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:

0.896TVBPis

TVBPis

vu vswvu

vss vsw

s sx

s s

−= =

−

si può quindi calcolare il valore dell’entalpia di fine espansione isoentropica e attraverso il rendimento del tronco si calcola l’entalpia e il titolo di fine espansione:

(1 ) 2316.3 /

( ) 2457.1 /

0.954

TV TVBPis BPis

TV TV BP TV TVBP BP BP BPis

TVBP

TVBP

vu vsw vss vu

vu vi is vi vu

vu vswvu

vss vsw

h h h x kJ kgK

h h h h kJ kgK

h hx

h h

η

= + ⋅ − =

= − ⋅ − =

−= =

−

h

S

pSH pRH pBP

pcond

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:


61

( ) ( )( ) 3936.0 /

3699.8 /

th AP AP TV AP MP RHAP

BP BP AP MP BP TVBP

th

IV v SH vu v v vu

v SH v v v vu carb

IV TV elm carb

L m h h m m h

m h m m m h kJ kg

L L kJ kgη

= ⋅ − + + ⋅ +

+ ⋅ − + + ⋅ =

= ⋅ =

Con riferimento alla seguente figura si possono valutare le prestazioni globali dell’impianto IGCC:

Isola di gassificazione

Impianto a vapore

Turbina a gas

Hicarb

Laux

LASU

LcompO2

LcompN2

LTG

LIV

gas di scarico Fig.34 - Flussi energetici principali nell’impianto IGCC considerato.

Il lavoro elettrico netto prodotto dall’impianto vale:

2 2( ) 8987.7 /

O NTG IV ASU comp comp aux carbL L L L L L L kJ kg= + − + + + =

e quindi il rendimento globale dell’impianto IGCC è pari a:

0.362carb

gi

LH

η = =

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 (1330-190°C) si può scrivere la seguente equazione di bilancio:

( )1 ( ) ( )AP AP RH TVAPraff v SH vsw vu vuQ m h h h h′= ⋅ − + −


62

dalla quale si calcola la portata di vapore di alta pressione prodotta dal primo raffreddamento del syngas:

1 1.1612 /( ) ( )AP

AP RH TVAP

raffv carb

SH vsw vu vu

Qm kg kg

h h h h′ = =

− + −

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:

( ) ( )983.2

AP AP ECO syn VAPAP AP

VAPAP

v vss wu syn p syn i syn u

syn u

m h h m c T T

T C

′ ⋅ − = ⋅ ⋅ −

⇒ = °

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):


63

( ) ( )591.5

AP AP AP RH TV syn VAP SH RHAP AP AP

SH RHAP

v SH vss vu vu syn p syn u syn u

syn u

m h h h h m c T T

T 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:

( ) ( )190.6

AP ECO ECO syn SH RH ECOAP AP AP AP

ECOAP

v wu wi syn p syn u syn u

syn u

m h h m c T T

T C+

′ ⋅ − = ⋅ ⋅ −

⇒ = °

Il diagramma di scambio termico nel GVR aggiuntivo è rappresentato nella fig. 36.

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

0 1000 2000 3000 4000

RHSH_AP

VAP_AP

ECO_AP

Q (kJ/kgcarbone)

T (°C)

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:


64

( ) ( )

( )( )

3105.8 /

AP AP MP BP TV AP AP MP TV BP BPBP MP

AP AP MP TV BP BPMP

TVBP

AP AP MP BP

v v v v vi v v v vu v SH

v v v vu v SHvi

v v v v

m m m m h m m m h m h

m m m h m hh kJ kg

m m m m

′ ′ ′+ + + ⋅ = + + ⋅ + ⋅

′+ + ⋅ + ⋅′ = =

′+ + +

si calcola quindi il nuovo valore dell’entropia all’ingresso della turbina di bassa pressione:

( , ) 7.5318 /TV BP TVBP BPvi v vis s p h kJ kgK′ ′= =


( , ) 7.5318 /TV TV BP TVBPis BP BPvu vi v vis s s p h kJ kgK′ ′ ′= = =

il titolo di fine espansione isoentropica è pari a:

0.898TVBPis

TVBPis

vu vswvu

vss vsw

s sx

s s

′ −′ = =

−

si può quindi calcolare il valore dell’entalpia di fine espansione isoentropica e attraverso il rendimento del tronco si calcola l’entalpia e il titolo di fine espansione:

(1 ) 2320.2 /

( ) 2461.6 /

0.956

TV TVBPis BPis

TV TV BP TV TVBP BP BP BPis

TVBP

TVBP

vu vsw vss vu

vu vi is vi vu

vu vswvu

vss vsw

h h h x kJ kgK

h h h h kJ kgK

h hx

h h

η

′ ′= + ⋅ − =

′ ′ ′ ′= − ⋅ − =

′ −′ = =

−

Infine, si calcolano le nuove prestazioni del ciclo a vapore:

( ) ( ) ( )( ) 5650.7 /

5311.7 /

th AP AP AP TV AP AP MP RHAP

BP BP AP AP MP BP TVBP

th

IV v v SH vu v v v vu

v SH v v v v vu carb

IV TV elm carb

L m m h h m m m h

m h m m m m h kJ kg

L L kJ kgη

′ ′ ′= + ⋅ − + + + ⋅ +

′ ′+ ⋅ − + + + ⋅ =

′ ′= ⋅ =

Il lavoro elettrico netto prodotto dall’impianto vale:


65

2 2( ) 10599.6 /

O NTG IV ASU comp comp aux carbL L L L L L L kJ kg′ ′= + − + + + =

e quindi il rendimento globale dell’impianto IGCC è pari a:

0.427carb

gi

LH

η′

= =

Analisi ambientale ed economica Si passa ora a valutazioni di carattere ambientale, in particolare, al calcolo delle emissioni di anidride prodotta. Indicando con Cy la percentuale in peso di carbonio nel combustibile, si calcola la quantità di anidride carbonica prodotta dall’unità di massa di combustibile:

2 2

22.247 /CO CO

C CO carbc C

m PMy kg kg

m PM= ⋅ =

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:

3600 0.3397 /ccarb

g i

m kg kWhL Hη

= =⋅

e infine:

( )2

2 /11 3600 0.7633 /3IGCC

CO cCCO kWh

c el g i

m mm y kg kWhm L Hη

= ⋅ = ⋅ ⋅ =⋅

Per un impianto a vapore convenzionale alimentato con lo stesso combustibile e caratterizzato da un valore di rendimento globale pari a 0.38gη = si ha:

( )2 /11 3600 0.8573 /3IV

CCO kWhg i

m y kg kWhHη

= ⋅ ⋅ =⋅

Si evince quindi la forte dipendenza delle emissioni di 2CO dal rendimento globale dell’impianto di conversione; in particolare l’impianto IGCC considerato presenta rispetto ad un convenzionale impianto a vapore emissioni di 2CO più contenute:


66

( )

( ) ( )

( )

2 22

2 2

/ //

/ /

11%IGCC IV

IV IV

CO kWh CO kWhCO kWh

CO kWh CO kWh

m mmm m

−Δ= = −

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 CostoIsola di Gassificazione 380 €/kWt

Turbina a Gas 240 €/kWeImpianto a Vapore 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:

( )1630 € /

′⋅ + ⋅ + ⋅ ⋅= ≅

′carbSG i TG TG IV IV

kW

C H C L C L kC kW

L

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 ( )capC 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 (1 ) 1 8.514(1 ) (1 )

nn

j nj

iPafi i i=

+ −= = =

+ + ⋅∑

e ipotizzando per l’impianto considerato un funzionamento annuo con un numero di ore equivalenti pari a 7000eqh = si ottiene:


67

/ 27.35 € /kWcap

eq

C PafC MWhh

= =

la quota relativa ai costi operativi e di manutenzione &( )o mC , assumendo

0.04f = , è pari a:

& 9.31 € /kWo m

eq

CC f MWhh

= ⋅ =

la quota relativa al costo del combustibile ( )combC , assumendo per il carbone

, 5 € /comb kgC c kg= , è pari a :

,3600 16.99 € /comb comb kgg i

C C MWhHη

= ⋅ =⋅

risulta pertanto determinato il costo del kWh:

& 53.65 € /kWh cap o m combC C C C MWh= + + = Per l’impianto a vapore convenzionale considerato nella precedente analisi ambientale, potendosi assumere 1200 € /kWC kW= , si ottiene:

/ 20.13 € /kWcap

eq

C PafC MWhh

= =

& 6.86 € /kWo m

eq

CC f MWhh

= ⋅ =

,3600 19.08 € /comb comb kgg i

C C MWhHη

= ⋅ =⋅

& 46.07 € /kWh cap o m combC C C C MWh= + + = Per 7000eqh = 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.


68

0 2000 4000 6000 80007000 heq

heq

Ca,MW

(€/MW*anno)

47 €/MWh

54 €/MWh

IGCC

IV

Fig.37 – Costo di gestione annuo della potenza installata.


69

BIBLIOGRAFIA 1. Lozza G., 2006, “Turbine a gas e cicli combinati”. 2. Cau G., Cocco D.,2004, “L’impatto ambientale dei sistemi energetici”. 3. Gambini M., 2004, “Appunti per le lezioni di macchine”. 4. Gambini M., 2005, “Appunti per le lezioni di conversione dell’energia”. 5. Caputo C., Gambini M., 1996, “Stato dell’arte e tendenze di sviluppo nella

conversione termomeccanica dell’energia”. 6. Chiesa P., Lozza G., 2002, “Using hydrogen as gas turbine fuel”. 7. Cau G., Cocco D., 1994, “Modello di simulazione di impianti integrati di

gassificazione del carbone con cicli combinati gas-vapore. Applicazioni alla gassificazione del carbone Sulcis”.

8. Gambini M., Guizzi G.L., Vellini M., 2003, “Advanced 2H /Air cycles based on coal gasification”.

9. Gambini M., Vellini M., 2005, “Overall performance of advanced 2H /Air cycle power plants based on coal decarbonisation”.

10. Pettinau A., 2006, “Produzione di idrogeno e altri vettori energetici da carbone”.

11. Faravelli T., Ranzi E., 2007, “Processo di gassificazione del carbone”. 12. www.gasification.org.

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