gli impianti con gassificazione del carbone igcc
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Università degli studi di Roma “Tor Vergata”
Facoltà di Ingegneria
Appunti per le lezioni di Sistemi Energetici Avanzati
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE DEL CARBONE
IGCC
Stato dell’arte e prospettive future
Tecnologia Texaco
ossidante dall’ASU slurry
syngas
vapore di alta pressione
acqua di alimento
syngas cooler radiativo
slag
acqua da trattare
Tecnologia E-Gas
ossidante
dall’ASU
slurry
syngas
primo stadio
secondo stadio
char
slag
acqua dello
slag per il
quench
Prof. Ing. M.Vellini
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
2
INDICE
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE……………………......
3
L’isola di gassificazione……………………………………………...
5
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…………………………………………………….
26
Impianto sovrapposto (TG)………………………………………………… 27
Impianto sottoposto (IV)……………………………………………………. 30
Esempi di gassificatori……………………………………………….
31
Soluzioni impiantistiche e prestazioni globali. Cenni sull’evoluzione
di un impianto IGCC………………………………………………….
32
Esempio numerico – Valutazione delle prestazioni di un impianto
IGCC……………………………………………………………..........
35
BIBLIOGRAFIA…………………………………………………….
69
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
3
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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
4
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.
Trattamento
del
carbone
Raffreddamento
del
syngas
Depurazione
del
syngas
Gassificatore
A.S.U. Ciclo a vapore Ciclo a gas
azoto
acqua/vaporevapore
carbone
“trattato”
syngas
syngas
grezzo
gas combusti
syngas
depurato
ISOLA DI POTENZA
ISOLA DI GASSIFICAZIONE
carbone
aria
ossidante
composti
dello zolfo
acqua gas di scarico
vaporeacqua
L
L
aria
ceneri
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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
5
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.
syngas grezzo
ceneri
combustibile
ossidante
H2O
Gassificatore
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
1110.6 /
2
393.7 /
- 131.4 /
( 2 )
( 2 )
41.2 /
C O CO kJ mol combustione parziale
C O CO kJ mol combustione totale
C H O CO H kJ mol gassificazione
C CO CO gassificazione
C 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).
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
6
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. Sono necessari elevati quantitativi di H2O
solo in presenza di modesti quantitativi di ossidante (ovvero per basse
temperature di gassificazione).
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
7
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 rimovibile.
La figura seguente riporta la perdita percentuale in peso di un campione di
carbone durante le fasi termiche descritte.
100
80
60
40
20
0
Tempo / Temperatura
deumidificazione
volatilizzazione
ossidazione del char
cenere
[%]
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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
8
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.
T [°C]
alte
zza
gas
sifi
cato
re
vapore
ossigeno
o aria
carbone
syngas
ceneri200 1200
cenere
syngas
carbone
vapore,
ossigeno
o aria
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;
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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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.
T [°C]
alte
zza
gas
sifi
cato
re
vapore
ossigeno
o aria
syngas
carbone
ceneri
carbone
syngas
vapore,
ossigeno
o aria
200 1000
cenere
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;
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
10
- 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.
T [°C]
alte
zza
gas
sifi
cato
re
scorie
syngas
vapore
ossigeno
o aria
carbone
syngas
scorie
carbone vapore,
ossigeno
o aria
200 1300
Fig.6 - Schema concettuale di un gassificatore a flusso trascinanto e distribuzione
qualitativa della temperatura lungo l’asse del reattore.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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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 = 0.1-0.5);
- 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 miscelato con acqua per produrre lo
slurry.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
12
carbone, acquaslurry
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.
essiccamentomacinazionestoccaggiocarbone trattato -
al gassificatore
lock hopperssilos
di carbone
stoccaggio
silos
di carbone
serbatoio slurry
slurry - al gassificatore
pompa
acqua
rod mills
a) Alimentazione del gassificatore mediante slurry.
b) Alimentazione del gassificatore mediante 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,
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
13
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).
colonna di
distillazione
fluido criogenico
aria
H2O
N2 - prodotto di “testa”
O2 - prodotto di “fondo”
O2 - al gassificatore
unità di purificazione
N2 - alla camera di combustione della TG
Fig.10 - Particolare dell’ASU.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
14
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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
15
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%).
syngas - 2.136 kg/kgcarb
carbone - 1 kg
ossidante - 0.814 kg/kgcarb
acqua - 0.322 kg/kgcarb
Φsyngas = 75.1%
GassificatoreΦcarbone = 100%
ΦH2S = 2.3%
Φtermico = 21.59%
Φincombusti,ceneri = 1.07%
Φperdite termiche = 0.6%
Pelettrica = 4.52%
Φint.ASU = 3.86%
Fig.11 - Bilancio di massa e di potenza termica
in un gassificatore a flusso trascinato.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
16
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.
ceneri
scambiatore
convettivo
scambiatore
radiativo
vapore AP
syngas, T=1350 °C
T=250 °C
T=900 °C
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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
17
vapore ad alta pressione. Un esempio di realizzazione è l’impianto di Wabash
River (USA) con tecnologia Destec.
ceneri
scambiatore
convettivo
vapore AP
quench
parziale
acqua
T=250 °C
T=900 °C
syngas, T=1350 °C
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.
ceneri
scambiatore
convettivo
vapore AP
ricircolo
syngas
syngas
quench
T=250 °C
T=900 °C
syngas, T=1350 °C
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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
18
(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).
ceneri e fanghi
vapore BP
scrubber
quench
completoacqua
T=250 °C
syngas, T=1350 °C
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).
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
19
Raffreddamento
e depurazione
syngas grezzo
Rimozione
H2S e COS
vapore H2S - COS
syngas depuratosyngas grezzo
particolato, TAR, polveri
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).
Raffreddamento
gas grezzo
Lavaggio
gas grezzo
Rimozione
H2S e COS
polverivapore
Rimozione
particolato
syngas depuratosyngas grezzo
particolato H2S - COS
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).
Raffreddamento
gas grezzo
Lavaggio
gas grezzo
Rimozione
H2S e COS
particolatovapore H2S - COS
syngas depuratosyngas grezzo
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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
20
- 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).
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 sedimentazione 60% 1 1 1
Cicloni 85% 2 2 3
Precipitatori elettrostatici 99% 10 1 1
Filtri a manica 99% 8;9 5;9 2
Torri 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, rischi
Cicloni 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 variazioni
portata e temperatura del basse perdite di carico di temperatura, rischio di
gas incendio
Concentrazioni 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 incendio
Rimozione 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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 e la sezione di trattamento dei gas di coda
(fig.19).
Separazione dei
composti solforati
Recupero zolfo
elementare
Trattamento dei
gas di coda
gas di
coda
zolfo syngas desolforato
syngas grezzo H2S - COS scarico in atmosfera
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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 d
i
ass
orb
imento
Colo
nna d
i
rigenera
zione
solvente povero
syngas grezzo
H2S, COS
calore
syngas depurato
solvente ricco
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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
24
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
3
2
2 2 3
33 3 3
2
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 la corrente gassosa 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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
25
GVR GVR
Stadio
termico
gas da
trattare
aria
acqua
acqua vapore
zolfo
puro
gas
di coda
vapore
Stadio
catalitico
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.
GVR
acqua
vapore
H2S
Rimozione
H2SInceneritore
Processo
Claus
zolfo
aria
fumi
gas da
trattare H2S e SO2
gas di ricircolo
Stadio
catalitico
Fig.22 - Schema concettuale di un impianto SCOT.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 evidenziato
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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
28
4
4
5 10CH
syn
isyn
CH i
Hm
m 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 kg
mm m
Ipotizzando che la potenza assorbita dal compressore sia pari al 55% di quella
generata dalla turbina si ha:
4 4 4 4 4 4
0.55 0.45CH e c e e eCH CH CH CH CH
TGP P P P P P
Nel caso in cui la turbina venga alimentata con syngas, assumendo
4
50000 /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
40.13
CH CH
syn syn
i i asyn CH a
i i
H H mm m m
H H
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 syn
e 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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
29
4
4 4
24%syn CH
CH CH
TG TGTG
TG TG
P PP
P P
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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
31
Impianto sottoposto
(IV)
Gassificatore
Trattamento del
carbone
Separazione dei
composti dello zolfo
Impianto Claus
eventuale vapore
di alimentoraffreddamento
“mantello”
rigenerazione
solvente
preparazione
del carbone
eventuale vapore
dall’impianto Claus
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).
Tecnologia Texaco
ossidante dall’ASU slurry
syngas
vapore di alta pressione
acqua di alimento
syngas cooler radiativo
slag
acqua da trattare
Tecnologia E-Gas
ossidante
dall’ASU
slurry
syngas
primo stadio
secondo stadio
char
slag
acqua dello
slag per il
quench
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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
33
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 107E
DOW Plaquemine (USA) 1987 160 Mwe en. elettrica lignite Dow/Destec GE 107E
Demkolec Buggenum (Olanda) 1994 250 MWe en. elettrica carbone Shell-O2 KWU V 94.2
Wabash River Terre Haute (USA) 1995 260 Mwe repowering carbone-coke E-Gas-O2 GE 7FA
ECOLGAS Puertollano (Spagna) 1996 335 MWe en. elettrica carbone-coke Prenflo-O2 KWU V 94.3
Pifion Pine Reno (USA) 1996 100 MWe en. elettrica carbone KRW-aria GE MS 6001FA
Tampa Electric Polk County (USA) 1996 250 MWe en. elettrica carbone Texaco-O2 GE 7001F
Shell Pernis Rotterdam (Olanda) 1997 120 Mwe cogener.-H2 tar Shell/Lurgi GE 2x6B
API Energia Falconara (Italia) 1999 280 Mwe en. elettrica tar Texaco-O2 ABB GT13E2
Sarlux Sarroch (Italia) 1999 550 Mwe cogener.-H2 tar Texaco-O2 GT MS9001E
ISAB 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.
1) Gassificatore; 2) Silos del carbone; 3) Preparazione dello slurry; 4) Unità di
separazione dell’aria; 5) Rimozione dei composti dello zolfo; 6) Generatore di vapore a
recupero; 7) Turbina a vapore.
12
3
45
6
7
Fig.25 - Impianto IGCC di Tampa Electric.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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:
Trattamento
del
carbone
GassificatoreA.S.U.Compressione
interrefrigerata
Raffreddamento
del syngas
Depurazione
del syngas
1 - carbone 2 - acqua
3 - slurry
scorieN2
5 - aria 6 - O2 10 - syngas
ISOLA DI GASSIFICAZIONE
L
Q
composti dello zolfo
7 8 9
4
Fig.26 - Schema concettuale dell’isola di gassificazione.
- composizione massica e potere calorifico inferiore del carbone (Illinois #6):
Componenti % in massa
C 61.27
H 4.69
O 8.83
N 1.10
S 3.41
Umidità 12.00
Ceneri 8.70
Totale 100
24830 /iH kJ kg
- pressione e temperatura del syngas all’uscita del gassificatore:
8
8
60
1330
p bar
T C
- rapporto massico acqua/carbone all’ingresso del gassificatore:
0.323 /acqua
carb
carbone
mkg kg
m
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
36
- rapporto massico ossidante/carbone all’ingresso del gassificatore:
0.837 /ossidantecarb
carbone
mkg kg
m
- 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 volume
CO 40.71
CO2 8.00
H2 27.62
H2O 20.71
H2S 1.02
N2 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
p
p
- assorbimenti A.S.U.:
2890 /ASU OL kJ kg
- composizione ossidante:
2O =95%; 2N =5% in volume
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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
p
p
- temperatura dell’ossidante all’uscita dello scambiatore di calore:
6
'' 40T C
- rendimento politropico di compressione:
0.85cp
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):
C1 C2
6 7
6' 6"
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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
38
7
6
163.1
1
tot
sc
p
p p
p
Per minimizzare il lavoro specifico, vengono adottati o seguenti rapporti di
compressione parziali:
7.94tot
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 c 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 ox
m p
T T Rc C kJ kgK
PM c
( )
/'
6 6 299.3c
ox pol
T T C STOP
Il calcolo della prima fase di compressione è giunto a convergenza e si sono
ottenuti i seguenti risultati:
6 6 '
'
60.928 / ; 299.3oxpc kJ kgK T C
Per la seconda fase di compressione la 6T è assegnata e vale:
6 40T C
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 c 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 ox
m p
T T Rc C kJ kgK
PM c
( )
/
7 6 346.7c
ox pol
T T C
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 kg
Q c T T kJ kg
P m Q kJ kg
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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
40
2 2
3 3 3
( , ) ( , ) 63.03 /
( , ) ( , ) 376.7 /
wi amb amb
wu amb
h h p T h p T kJ kg
h 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
1
20.09 /synm i i
i
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 x
PM
CO
CO
H
H O
H S
N
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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
41
6
4
1
1.418 4.115 10 /synp i i i
i
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
1.71024 /
69.67%
21.51%
3.38%
2.12%
3.32%
syn secco syn H O carb
ii
syn secco
m m m kg kg
my
m
CO
CO
H
H S
N
il peso molecolare medio del gas secco è pari a:
sec 5
1
120.63 /
syn com
i
i i
PM kg kmoley
PM
La pressione parziale dell’acqua nel gas risulta pertanto:
2
2
11.81
1
totH O
H O
gs
pp bar
PM
x PM
a cui corrisponde una tempera di saturazione pari a:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 1760 1.843 /
2syn
raff
p
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
Q
m 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 kg
PM p p T
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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
my
m
CO
CO
H
H O
N
il potere calorifico inferiore del syngas depurato è pari a:
2 2
11.35 /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 2
13 / 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 i
i
ii i
ox
PM x PM
PMy x O N in massa
PM
noto il rapporto tra massa di ossidante e massa di carbone entrante nel
gassificatore si ha:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 kg
mal gassificatore
mm 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
my
m
CO
CO
H
H O
N
il potere calorifico inferiore del syngas diluito con azoto è pari a:
2 2
7835 /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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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:
22
2 2
*15 500257.5 1.072 / ; 0.2770;
2N
N
p N
N p
Rc C kJ kgK
PM c
( )
/2
2 2, , 491.5c
N pol
f N i NT T C STOP
Si può considerare che il calcolo della fase di compressione sia giunto a
convergenza: i risultati ottenuti sono pertanto:
22,1.072 / ; 491.5
Np 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 kg
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
1.013
15
p bar
T C
- rapporto di compressione:
15c
- temperatura massima del ciclo:
3 1200T C
- rendimenti politropici:
0.88c ep p
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
46
- fattore di raffreddamento:
0.95rf
- rendimento di combustione:
0.99cc
- rendimento elettro-meccanico:
0.97elm
C.C.
GVR
3LR
mv SH AP
mv RH c + mv SH MP
mv SH BP
2 3
Tgu mwi
4
1
mv RH f
mv SH MP
TC
TVAP TVMP-BP
Tgi
azoto dall’ ASU1a
2a
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 c 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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 a
m p
T T Rc C kJ kgK
PM c
( )
/
2 1 407c
a pol
T T C
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 a
m p
T T Rc C kJ kgK
PM c
( )
/
2 1 406.4c
a pol
T T C
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, .
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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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
Hkg kg
c T T
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 O
O O CO H comb
CO H
CO
CO CO comb
CO
H O
H 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
PM
PMH O y y kg kg
PM
e quindi
2
2
2
2
4
: 71.98%
: 14.94%
: 10.60%
: 2.48%
0.9671 1.979 10 /fp
N in massa
O in massa
CO in massa
H 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
Hkg kg
c T T
Noto il rapporto aria-combustibile è necessario calcolare nuovamente la
composizione dei fumi (facendo riferimento all’unità di massa di combustibile)
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 O
O O CO H comb
CO H
CO
CO CO comb
CO
H O
H 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
PM
PMH O y y kg kg
PM
e quindi
2
2
2
2
4
: 71.74%
: 14.55%
: 11.12%
: 2.59%
0.9675 2.00 10 /fp
N in massa
O in massa
CO in massa
H O in massa
c T kJ kgK
3° 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 1.1828 /2
1 7.270 /( )
f
f
p
i ccaria comb
p
T Tc C kJ kgK
Hkg kg
c T T
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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 O
O O CO H comb
CO H
CO
CO CO comb
CO
H O
H 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
PM
PMH O y y kg kg
PM
e quindi
2
2
2
2
4
: 71.72%
: 14.53%
: 11.15%
: 2.60%
0.9675 2.00 10 /fp
N in massa
O in massa
CO in massa
H O in massa
c T kJ kgK
4° iterazione: il fluido di processo è ora stato individuato per cui si procede al
calcolo del calore specifico medio;
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 kg
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 e 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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 f
m p
T T Rc C kJ kgK
PM c
( )
34 598.8
eff r pol
TT C
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 f
m p
T T Rc C kJ kgK
PM c
( )
34 598.8
eff r pol
TT C
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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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
L
Q
m m kg kg
L m L k
/ carbJ kg
Il generatore di vapore a recupero a tre livelli di pressione con risurriscaldamento
sia caratterizzato dai seguenti parametri:
- pressione del vapore prodotto:
140
25
3
AP
MP
BP
p bar
p bar
p bar
- temperatura del vapore surriscaldato e risurriscaldato:
540APSH RHT T C
- differenze di temperatura terminali:
10ppT C
25 appT C
10 scT C
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
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
53
- pressione al condensatore:
0.06condp bar
- rendimento elettromeccanico:
0.94elm
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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
54
AP AP ECO AP MP RH RH f VAPAP AP
v 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 MP
v 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 RHAP
v 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 vu
vi
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
210
140
MP
ECO BP BPBP
c
wu sat sc
C
T T T C
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 BP
wu 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 APAPis
vu 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 kgK
Sostituendo nella prima equazione di bilancio le espressioni di MPvm e di
RHvih si
ottiene:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 vi
f 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 TVAP
vuh , 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 vu
vi
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 BP
v 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 BP
v v v wu vsw f p gu gum m m h h m c T T
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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:
101.6
AP MP BP ECOBP
VAPBP
f
v v v wu vsw
gu gu
f 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:
GVR
mg , Tgi
mwi , hwi
mv SH BP , hSH BP
mv SH AP , hSH AP
mv SH AP + mv SH MP , hvi TV MP
mv SH AP , hvu TV AP
mg , Tgu
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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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.
hcond
mvAP + mvMP
mvBP
hviTVMP
hvuTVMP hviTVBP
Fig.32 - Espansione del vapore nei corpi di turbina di media e bassa pressione.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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
l’entropia di fine espansione isoentropica risulta:
7.4360 /TV RHMPis
vu 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 kgK
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 MP
v 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 SH
vi
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
l’entropia di fine espansione isoentropica risulta:
7.5191 /TV TVBPis BP
vu vis s kJ kgK
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 vsw
vu
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 vsw
vu
vss vsw
h h h x kJ kgK
h h h h kJ kgK
h hx
h h
h
S
pSHpRH 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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 kg
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:
0.362
carb
g
i
L
H
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 TVAP
raff v SH vsw vu vuQ m h h h h
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
62
dalla quale si calcola la portata di vapore di alta pressione prodotta dal primo
raffreddamento del syngas:
11.1612 /
( ) ( )AP
AP RH TVAP
raff
v 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.
SH AP
VAP AP
ECO AP
RHm’vAP - alla TVAP
m’vAP alla TVMP
m’vAP dalla TVAP
m’vAP dalla PE
syngas grezzo
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):
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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 SH
vi
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 BP
vi v vis s p h kJ kgK
l’entropia di fine espansione isoentropica risulta:
( , ) 7.5318 /TV TV BP TVBPis BP BP
vu vi v vis s s p h kJ kgK
il titolo di fine espansione isoentropica è pari a:
0.898TVBPis
TVBPis
vu vsw
vu
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 vsw
vu
vss vsw
h h h x kJ kgK
h h h h kJ kgK
h hx
h h
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 kg
Il lavoro elettrico netto prodotto dall’impianto vale:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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:
0.427
carb
g
i
L
H
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 carb
c 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:
36000.3397 /c
carb
g i
mkg kWh
L H
e infine:
2
2 /
11 36000.7633 /
3IGCC
CO cCCO kWh
c el g i
m mm y kg kWh
m L H
Per un impianto a vapore convenzionale alimentato con lo stesso combustibile e
caratterizzato da un valore di rendimento globale pari a 0.38g si ha:
2 /
11 36000.8573 /
3IVCCO kWh
g i
m y kg kWhH
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:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
66
2 22
2 2
/ //
/ /
11%IGCC IV
IV IV
CO kWh CO kWhCO kWh
CO kWh CO kWh
m mm
m m
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 Costo
Isola di Gassificazione 380 €/kWt
Turbina a Gas 240 €/kWe
Impianto 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 ) 18.514
(1 ) (1 )
nn
j nj
iPaf
i i i
e ipotizzando per l’impianto considerato un funzionamento annuo con un numero
di ore equivalenti pari a 7000eqh si ottiene:
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
67
/27.35 € /kW
cap
eq
C PafC MWh
h
la quota relativa ai costi operativi e di manutenzione &( )o mC , assumendo
0.04f , è pari a:
& 9.31 € /kWo m
eq
CC f MWh
h
la quota relativa al costo del combustibile ( )combC , assumendo per il carbone
, 5 € /comb kgC c kg , è pari a :
,
360016.99 € /comb comb kg
g i
C C MWhH
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 € /kW
cap
eq
C PafC MWh
h
& 6.86 € /kWo m
eq
CC f MWh
h
,
360019.08 € /comb comb kg
g i
C C MWhH
& 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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
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.
GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE (IGCC)
69
BIBLIOGRAFIA
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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”.
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on coal gasification”.
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cycle power plants based on coal decarbonisation”.
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carbone”.
11. Faravelli T., Ranzi E., 2007, “Processo di gassificazione del carbone”.
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