Assunzioni generali

Tutti gli impianti sono stati concepiti nel rispetto di assunzioni valide per tutte le configurazioni presentate all’interno del progetto. Le assunzioni riguardano diverse componenti impiantistiche e flussi e sono state principalmente ricavate dall’EBTF (30).

Le condizioni e la composizione del gas naturale sono assegnati e fanno riferimento alle condizioni tipiche del gas in tubazioni: 10 °C e 10 bar; la composizione è riassunta in tabella:

Tabella 3-1 Composizione Gas Naturale utilizzato

CH4 89 % C2+ 8,11 % CO2 2 % N2 0,89 % PCI 46,49 MJ/kg PCS 51,45 MJ/kg

Le temperature fissate per il gas naturale sono tre: la prima è imposta al flusso destinato a miscelarsi con il vapore per lo Steam-to-Carbon ed è pari a 365 °C; dopo la miscelazione la carica deve essere portata nelle condizioni adatte al processo di pre-reforming, ovvero a 490 °C. Prima dell’entrata nell’ATR il gas naturale deve essere ulteriormente riscaldato a 620 °C.

Nel reattore ATR entra anche l’ossigeno, nelle condizioni imposte di 180 °C e 40 bar.

Per ragioni economiche è bene mantenere dei ΔTmin non inferiori a 25 °C per gli

scambiatori gas-gas e di almeno 10 °C nel caso di scambio termico tra gas e vapore/acqua liquida.

All’uscita dei sistemi di economizzazione è opportuno imporre un salto di temperatura di circa 5 °C tra la temperatura di uscita e quella di evaporazione, chiamato ΔT di “sub-cooling”, in modo che non ci sia il rischio che, nella parte finale dello scambiatore, si formi del vapore che potrebbe ostruire le tubazioni (31).

63 all’8 %: questa perdita è rappresentativa della somma delle perdite che si hanno durante lo scambio termico, il piping e nella valvola di ammissione.

In Tabella 3-2 sono rappresentate invece le condizioni di pressione relative al percorso del syngas.

Tabella 3-2 Caratteristiche gas naturale/syngas

bar

p ingresso ATR 35

p uscita ATR 32

p export H2 29

Le condizioni di ingresso nei reattori di shift sono ricavati dalla letteratura: la temperatura per quelli di “alta” è impostata a 330 °C, mentre per quelli di bassa , poiché esiste la possibilità che il gas in ingresso contenga acqua allo stato liquido, si sceglie la condizione più restrittiva tra l’imposizione di un ΔT di 20 °C in più rispetto alla temperatura di rugiada e la scelta di porre l’ingresso a 195 °C (sotto la quale i catalizzatori non sono attivi). Inoltre è necessario che all’ingresso dei reattori ad alta temperatura (composti di ferro e cromo), il syngas presenti un rapporto Steam-to-Dry gas di 0,5 per un corretto funzionamento.

Ulteriori assunzioni riguardano i rendimenti dei componenti e le percentuali di separazione del PSA e del separatore di idrogeno: quest’ultimo preleva lo 0,8 % del flusso di H2 puro per i processi di Desolforazione del gas naturale. Il PSA,

invece, separa il 90 % dell’idrogeno entrante, eliminandone con il purge gas il restante 10 %.

I rendimenti delle turbine a vapore sono fissati in accordo con le tecnologie disponibili: 94 % per quanto riguarda il rendimento elettrico, 85 % per quello isoentropico.

Il sistema di separazione dell’aria presenta tre compressori per l’aria, l’ossigeno e l’azoto e un sistema di rigenerazione dei letti che sfrutta la condensazione del vapore per ricavare il calore necessario; in Tabella 3-3 è possibile leggere le assunzioni adoperate per l’ASU, in accordo con i dati Prexair (32).

64 Tabella 3-3 Assunzioni ASU

Purezza O2 95 %

p out O2 1,6 bar

p out N2 1,2 bar

consumo elettrico 200 kWh/tonn O2

consumo vapore 16,2 kWh/tonn O2

La temperatura di ingresso della corrente di ossigeno nell’ATR è stata imposta a 180°C, mentre la pressione a 40 bar; nell’ATR, inoltre, si è considerato opportuno localizzare una perdita termica quantificata nel 2 % del calore entrante relativo al potere calorifico inferiore del gas naturale, ovvero 882,6 kJ/kgGN,entr.

In conclusione, i calcoli eseguiti con il programma Aspen hanno consentito di stimare il consumo degli ausiliari e dei compressori relativi al funzionamento delle sezioni di cattura selettiva della CO2 con MDEA o con impianto

criogenico, nonché i consumi termici necessari alla rigenerazione del solvente chimico: di seguito la tabella illustrativa:

Tabella 3-4 Assunzioni sezione di cattura selettiva CO2

Compr. CO2 criogenico 258,01 kJ/kgCO2sep

Compr. CO2 MDEA 346 kJ/kgCO2sep

Ausiliari proc. MDEA 117 kJ/kgCO2sep

Rigeneraz. MDEA 706 kJth/kgCO2sep

3.3.1 Indici utilizzati

Nell’analisi dei risultati ottenuti dai calcoli GS sono presenti alcuni indici, la cui spiegazione è riportata in seguito.

Il primo indice considerato è il rendimento di conversione o di produzione dell’idrogeno (ηH2), utilizzato per valutare la quantità di potere calorifico

contenuto nel gas naturale riallocata nell’idrogeno prodotto: 𝜂_𝐻2 = 𝑚̇𝐻2 ∙ 𝑃𝐶𝐼𝐻2

𝑚_𝐺𝑁̇ ∙ 𝑃𝐶𝐼_𝐺𝑁

65 Il rendimento di primo principio è definito come segue:

𝜂_𝐼 = 𝑃𝑒𝑙 + 𝑄̇𝑣𝑎𝑝 + 𝑚̇𝐻2∗ 𝑃𝐶𝐼𝐻2 𝑚̇_𝑛𝑔∗ 𝑃𝐶𝐼_𝑛𝑔

(3. 2)

Questo rendimento, molto semplice dal punto di vista concettuale, ha tuttavia poca validità dal punto di vista energetico, in quanto valorizza allo stesso modo sia il calore ottenuto dalla condensazione del vapore esportato che la potenza elettrica e il calore allocato nell’idrogeno prodotto. Può dunque essere impiegato per un primo confronto, ma è necessario definire un opportuno rendimento per un confronto maggiormente valido. Similmente all’analisi di cicli cogenerativi, viene introdotto un rendimento equivalente (ηeq) che tenga conto anche delle

efficienze con cui le stesse potenze (elettrica e termica) verrebbero prodotte in impianti separati, e dunque del consumo aggiuntivo di energia primaria (vista come prodotto tra portata entrante di gas naturale e suo potere calorifico); da queste considerazioni nasce il rendimento equivalente di seguito:

𝜂𝑒𝑞 = 𝑚̇_𝐻2∗ 𝑃𝐶𝐼_𝐻2 𝑚̇_𝑛𝑔· 𝑃𝐶𝐼_𝑛𝑔 − 𝑃𝑒𝑙 𝜂_𝑒𝑙 − 𝑄̇_𝑣𝑎𝑝 𝜂_𝑡ℎ (3. 3)

Il consumo di energia primaria viene dunque diminuito della quantità che sarebbe richiesta se la produzione elettrica e termica fosse dislocata in impianti esterni con rendimenti, rispettivamente, del 58 (ciclo combinato di turbogas a gas naturale) e del 90 %.

Il denominatore della (3. 3) prende il nome di Consumo equivalente di gas naturale, ovvero la quantità di gas naturale utilizzato, al netto di quello che si adopererebbe per garantire le stesse potenze elettriche e termiche:

𝐶𝑔𝑛 𝑒𝑞 = 𝑚̇𝑛𝑔· 𝑃𝐶𝐼𝑛𝑔 − 𝑃𝑒𝑙 𝜂𝑒𝑙 − 𝑄̇_𝑣𝑎𝑝 𝜂𝑡ℎ (3. 4)

L’ultimo indice utilizzato è l’indice SPECCA (MJ/kgCO2), che rappresenta il

consumo specifico di energia primaria (Specific Energy Consumption for CO2

Avoided), relativizzato al kg di CO2 catturata, la cui formula è (1):

𝑆𝑃𝐸𝐶𝐶𝐴 = 1

𝜂_𝑒𝑞−𝜂_{𝑒𝑞,𝑏𝑎𝑠𝑒}1 𝜀𝑏𝑎𝑠𝑒− 𝜀

66 Si effettua dunque un confronto tra l’Heat Rate (ovvero l’energia primaria, calcolata come il reciproco del rendimento) del caso senza cattura e del caso con cattura di CO2, relativizzando la differenza di energia richiesta rispetto alla

differenza di emissioni. I consumi aggiuntivi di un impianto con cattura sono relativi in maggior parte al compressore dell’anidride carbonica: un sistema è tanto più conveniente quanto più è basso questo indice.

Il calcolo delle emissioni equivalenti, ovvero le emissioni che si avrebbero se venisse consumata una quantità di gas naturale pari al consumo equivalente, è il seguente:

𝜀 = 𝐶𝑔𝑛 𝑒𝑞∗ 𝑓𝑒

𝑚̇_𝐻2 ∗ 𝑃𝐶𝐼_𝐻2∙ (1 − 𝜂𝑐𝑎𝑡𝑡)

(3. 6)

Il termine fe rappresenta un fattore di emissione associato al gas naturale e

quantificabile in 57,78 gCO2/MJth (30). Il rendimento di cattura riportato

rappresenta l’efficienza del sistema rispetto alla cattura di CO2 ed è inteso come

rapporto tra emissioni e produzione.