GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE DEL CARBONE IGCC

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


3


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


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.


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).


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).


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.


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;


9

- 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


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;


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;


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



11

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);


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.


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,


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.


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


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.


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


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


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).


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


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


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:


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).


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.


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


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


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.


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.


26

Tutti i processi finora introdotti sono perfettamente noti nell’industria chimica e

petrolifera e non costituiscono quindi un elemento critico per gli impianti IGCC.

La rimozione dei composti solforati è pressoché completa (>99%) e lo zolfo viene

prodotto in forma commerciabile. Nessun altra tecnologia risolve così

brillantemente i problemi legati all’impatto ambientale di questo elemento. Questo

consente agli IGCC di operare anche con combustibili ad elevatissimo tenore di

zolfo (residui di raffineria, petcoke).

Negli ultimi anni grandi sforzi sono stati dedicati allo sviluppo di sistemi di

pulizia a caldo del syngas con vantaggi in termini di:

- semplificazione dell’impianto;

- riduzione dell’importanza delle apparecchiature di scambio termico;

- incremento del rendimento2.

Tali sistemi dovrebbero essere basati su filtri ceramici e su letti di ossidi metallici

rigenerati ad aria per l’assorbimento dei gas acidi. Questi dispositivi non sono

disponibili né a livello industriale né a livello dimostrativo su larga scala. Oltre ai

problemi legati al loro sviluppo, soprattutto per i filtri ceramici, rimarrebbero

l’ammoniaca ed i sali alcalini senza considerare che la rimozione dello zolfo non

sarebbe efficiente quanto ora.

L’isola di potenza.

L’isola di potenza è costituita da un impianto combinato alimentato dal syngas

“pulito” con un apporto aggiuntivo di vapore ricavato dal syngas cooling, che

viene fatto espandere in turbina insieme a quello prodotto dal generatore di vapore

a recupero. Alla sezione di potenza arrivano quindi:

- syngas che alimentando la turbina a gas verrà convertito in potenza con un

rendimento simile a quello di un ciclo combinato;

- vapore che verrà convertito in potenza con un rendimento tipico di un ciclo a

vapore.

In prima approssimazione la somma dei due contributi si può considerare costante

nei diversi processi di gassificazione e quindi, per incrementare il rendimento

globale dell’impianto, è necessario massimizzare il primo flusso3 rispetto al

secondo. Da questa semplice considerazione scaturiscono due importanti

implicazioni:

2 In quanto il calore sensibile del syngas costituirebbe un apporto diretto di energia al processo di

combustione finale. 3 Ossia avere la maggiore “cold gas efficiency” possibile.


27

- la gassificazione con aria quale ossidante è svantaggiosa rispetto a quella con

ossigeno: utilizzando l’aria, infatti, si ritrova nel syngas l’azoto (presente

nell’aria) che deve essere portato alla temperatura del gassificatore, a spese del

potere calorifico del syngas, e che deve essere poi raffreddato fino alle

temperature tipiche dei sistemi di depurazione precedentemente esaminati. La

“cold gas efficiency” diminuisce (sotto il 50% nei gassificatori a flusso

trascinato) e si incrementa la potenza della sezione a vapore, che risulta però

essere meno efficiente;

- i gassificatori che producono gas di sintesi più freddi (quelli a letto fisso e a

letto fluido) dovrebbero risultare più efficienti per il minor recupero termico

da operare sul syngas a favore del potere calorifico. In queste configurazioni si

potrebbe adottare la gassificazione ad aria che ha tuttavia 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


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:


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.


30

attorno ai 2250-2300 K, dai 2750 K circa della combustione con idrogeno puro

operando con rapporti massici di diluizione dell’ordine di 7-8:1 con vapore e di

11-13:1 con azoto. Tali diluzioni comportano un significativo aumento della

portata evolvente in turbina rispetto a quella del compressore. Per quanto riguarda

la diluizione con vapore, oltre ad uno sbilanciamento di portate si presentano

problemi fluidodinamici e di scambio termico connessi alla maggior presenza di

acqua nei gas combusti che evolvono in turbina; inoltre, dal momento che il

vapore andrà sottratto alla sezione a vapore del ciclo combinato7, si assisterà ad

una penalizzazione delle efficienza complessiva dell’impianto. La diluizione con

azoto, una volta risolti i problemi connessi al diverso rapporto tra le portate

elaborate dal compressore e dalla turbina, consente una variazione minima delle

prestazioni del ciclo combinato sia in termini di potenza che di rendimento, pur

considerando il lavoro necessario alla compressione dell’azoto per portare l’inerte

alla pressione vigente in camera di combustione.

In definitiva, gli impianti IGCC non richiedono lo sviluppo radicale di nuove

macchine con tutte le incognite tecnologiche e i rischi industriali che ne

potrebbero derivare.

Impianto sottoposto (IV).

La sezione a vapore dell’impianto combinato riceve flussi di vapore anche dai

syngas coolers descritti in precedenza i quali, spesso, realizzano la sola fase di

vaporizzazione per motivi di semplicità e miglior controllo dello scambio termico

(si pensi alla temperatura di parete dei tubi nel caso questi siano investiti da

syngas grezzo ad alta temperatura). Nel generatore di vapore a recupero

avvengono quindi le fasi di preriscaldamento dell’acqua, di surriscaldamento e

risurriscaldamento del vapore.

La sezione a vapore può inoltre scambiare acqua-vapore con altri sottosistemi

dell’intero impianto come evidenziato nella fig. 23:

- con il gassificatore nel caso in cui sia richiesta alimentazione con vapore

(flusso uscente);

- con il mantello del gassificatore al fine di raffreddarlo producendo così vapore

di media pressione (flusso entrante);

- con la sezione di trattamento del carbone (flusso uscente);

- con la sezione di separazione dei gas acidi al fine di rigenerare il solvente

ricco (flusso uscente);

- con l’impianto Claus che produce vapore dal recupero della combustione di

2H S (flusso entrante).

7 Nel caso in cui sia presente un saturatore per trattare il syngas, il combustibile arriva alla turbina

a gas con un contenuto di vapore già dell’ordine di 3-4:1 in massa rispetto all’idrogeno

richiedendo quindi un minor quantitativo di vapore spillato dalla TG.


31

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


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


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.


34

Sebbene l’esperienza accumulata cominci ad essere significativa e le prospettive

di sviluppo siano molto interessanti bisogna comunque chiarire quali siano i reali

pregi e difetti di questo tipo di impianti. Il punto di forza degli impianti IGCC

sono sicuramente le elevate prestazioni ambientali conseguite: le emissioni di

xNO possono essere controllate, come precedentemente accennato, ricorrendo ad

esempio alla diluizione del syngas con azoto nella camera di combustione della

TG; i sistemi di rimozione dei composti dello zolfo sono caratterizzati da elevata

efficienza e rendono disponibile zolfo commerciabile; le emissioni di polveri

sottili sono pressoché trascurabili. Per contro, vi sono due importanti fattori che

frenano una diffusione su larga scala di questi impianti:

- gli elevati costi di investimento: le prime esperienze realizzative hanno

registrato costi dell’ordine dei 2000 $/kW che attualmente si sono abbassati a

circa 1500 $/kW;

- i modesti rendimenti conseguiti: le prestazioni termodinamiche in termini di

rendimento netto sono dell’ordine del 40-42%.

L’evoluzione degli IGCC passa dunque per un aumento della competitività

economica raggiungibile con la riduzione dei costi di investimento e l’aumento

del rendimento globale. Tale sviluppo sarà possibile ricorrendo a:

- turbine a gas di nuova generazione operanti con TIT dell’ordine dei 1400-

1450°C, caratterizzate da costi specifici inferiori e rendimenti più elevati;

- processi innovativi per la produzione dell’ossidante basati su membrane

ormai prossime alla commercializzazione;

- processi di gassificazione più efficienti in termini di prestazioni

termodinamiche conseguite, affidabilità, durata dei materiali e capacità di

alimentazione con diverse tipologie di combustibili;

- standardizzazione dei processi, dei componenti e dei controlli.


35

Esempio numerico. - Valutazione delle prestazioni di un impianto IGCC.

Si consideri un impianto IGCC equipaggiato con un gassificatore di tecnologia

Texaco.

Per l’isola di gassificazione si faccia riferimento al seguente schema (fig.26) nel

quale vengono riportati i componenti e i flussi nelle sezioni principali:

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


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


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:


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


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:


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:


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:


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


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:


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


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


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


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


47




*

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



*

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



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:


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)


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 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



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:


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 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



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


51




*

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



*

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



3 4 899.4 1.202 / ;2fp

T Tc C kJ kgK STOP

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

risultati:

3 4 41.202 / ; 598.7fpc kJ kgK T C

Si possono ora calcolare le prestazioni della turbina a gas:


52

1 2

3 4

2 3

2 1

3 4

1 3 2

1

( ) 405.0 /

11 822.2 /

417.2 /

11 1066.9 /

0.3909

17.65 /

7142.7

a

f

f

c p aria

e p aria

th e c aria

p aria

thth

a c carb

TG a th elm

L c T T kJ kg

L c T T kJ kg

L L L kJ kg

Q c T T kJ kg

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


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:


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


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:


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


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.


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.


59

Dai dati si calcolano immediatamente i valori di entalpia e di entropia all’ingresso

della turbina di media pressione:

( , ) 3550.6 /

( , ) 7.4360 /

RH MP RH

RH MP RH

vu v vu

vu v vu

h h p T kJ kg

s s p T kJ kgK


7.4360 /TV RHMPis

vu vus s kJ kgK


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


7.5191 /TV TVBPis BP

vu vis s kJ kgK


60

il punto di fine espansione isoentropica cade all’interno della campana, ossia è

vapore saturo. Per tale punto è possibile individuare il titolo del vapore infatti:

0.896TVBPis

TVBPis

vu vsw

vu

vss vsw

s sx

s s


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:


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


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):


63

591.5

AP AP AP RH TV syn VAP SH RHAP AP AP

SH RHAP

v SH vss vu vu syn p syn u syn u

syn u

m h h h h m c T T

T C

Tali scambiatori possono effettivamente essere eserciti in equi-corrente.

Infine, il bilancio termico nell’ECO AP fornisce la temperatura del syngas grezzo

all’uscita di tale scambiatore:

190.6

AP ECO ECO syn SH RH ECOAP AP AP AP

ECOAP

v wu wi syn p syn u syn u

syn u

m h h m c T T

T C

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

36.

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

0 1000 2000 3000 4000

RHSH_AP

VAP_AP

ECO_AP

Q (kJ/kgcarbone)

T (°C)

Fig.36 – Diagramma di scambio termico nel GVR aggiuntivo.

A questo punto bisogna calcolare il valore dell’entalpia del vapore all’ingresso

della turbina di bassa pressione, considerando la nuova equazione di bilancio per

il miscelamento si ha:


64

3105.8 /

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

AP AP MP TV BP BPMP

TVBP

AP AP MP BP

v v v v vi v v v vu v SH

v v v vu v 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


( , ) 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


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:


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:


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:


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.


68

0 2000 4000 6000 80007000 heq

heq

Ca,MW

(€/MW*anno)

47 €/MWh

54 €/MWh

IGCC

IV

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


69

BIBLIOGRAFIA

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on coal gasification”.

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GLI IMPIANTI CON GASSIFICAZIONE DEL CARBONE IGCC