Modelli delle principali unità e ipotesi di simulazione

Gassificatore

Il gassificatore viene modellizzato con una serie di componenti in serie: è presente un mixer reattivo nel quale avvengono le reazioni di gassificazione. La portata di ossigeno, azoto e vapore alimentati è regolata in funzione di quella di carbone, secondo rapporti fissati. La composizione all’uscita dal mixer reattivo è quella di equilibrio. Le ceneri vengono separate da uno splitter dedicato e rilasciate in ambiente, dopo essere state raffreddate in uno scambiatore che riscalda i reagenti alimentati ed è impiegato per simulare gli scambi termici all’interno del reattore. È presente anche uno splitter che separa una frazione di carbonio dal combustibile alimentato per simulare la non completa conversione di quest’ultimo. Un secondo scambiatore simula la generazione di vapore nelle pareti membranate. Questo componente consente di controllare la temperature del syngas all’uscita del gassificatore, che è mantenuta a 1550°C variando la portata del vapore generato, mentre la temperatura all’uscita del mixer reattivo corrisponde a quella di equilibrio delle reazioni di gassificazione. La pressione all’interno del reattore è di 44 bar. Il potere calorifico del carbone alimentato è superiore rispetto al valore indicato nel capitolo precedente poiché viene alimentato carbone già asciugato.

Uno schema del modello utilizzato è illustrato in figura 4.7, e le ipotesi di calcolo sono riassunte nelle tabelle da 4.2 a 4.4.

Figura 4.7: Modello del gassificatore Ossigeno Vapore Carbonio non convertito Azoto Carbone Ceneri Acqua Vapore Syngas Mixer Raffred dammento ceneri Mixer reattivo Pareti membra nate Splitter ceneri Splitter carbonio

61 Tabella 4.2: Portate in ingresso al gassificatore

Portata [kg/kg carbone] Temperature [°C] Pressione [bar] PCI [MJ/kg] Carbone 1 15 44 26,81 Ossigeno 0,0895 180 80 vapore 0,87745 340 54

Azoto per lock hoppers 0,4437 35 56

Tabella 4.3: Consumi energetici del gassificatore

Trattamento carbone 50 kJ/kg carbone

Trattamento ceneri 100 kJ/kg ceneri

Tabella 4.4: Caratteristiche del vapore prodotto

Pressione 54 bar

Temperatura 340 °C

ASU

Per la produzione di ossigeno è impiegato il componente dedicato di GS: tale componente permette di simulare la doppia colonna di distillazione. È fissata la purezza dell’ossigeno prodotto, e in base a questa viene calcolata la portata di aria in ingresso affinché sia prodotta la portata di ossigeno necessaria all’alimentazione del gassificatore. L’ossigeno è prodotto allo stato liquido e in seguito è riscaldato raffreddando una portata di acqua spillata dal ciclo a vapore. Il consumo energetico del compressore dell’aria in ingresso e degli altri ausiliari è calcolato come un valore fisso in base all’ossigeno prodotto. L’azoto invece è prodotto puro allo stato gassoso e viene successivamente compresso attraverso due compressori interrefrigerati a seconda dell’uso: un compressore è usato per la frazione destinata alla rigenerazione dei filtri a maniche, mentre una frazione spillata a pressione intermedia è inviata ai lock hoppers del gassificatore. La frazione rimanente è usata per la diluizione del syngas, e viene compressa ad una pressione tale da garantire la sovrapressione necessaria per l’iniezione nel combustore. Il consumo dei compressori dell’azoto è calcolato utilizzando il valore di rendimento politropico assegnato. Inoltre per la rigenerazione dei filtri l’ASU necessita di calore, fornito dalla condensazione di vapore di bassa pressione spillato dalla turbina a vapore.

62 Tabella 4.5: Assunzioni di progetto ASU e compressione ossigeno

Ossigeno prodotto 0.87745 kg O2/kg carbone

Purezza ossigeno 95 %

Temperatura ossigeno 180 °C

Pressione ossigeno 80 bar

Pressione aria in ingresso 16 bar

Pressione azoto per lock hoppers 56 bar

Pressione azoto per filtri 80 bar

Consumo energetico 1110 kJ/kg O2

Calore per rigenerazione 58.32 kJ/kg carbone

Tabella 4.6: Assunzioni di progetto compressori azoto Azoto per diluizione

Azoto per lock hoppers e filtri

Numero di intercoolers 1 5

Temperatura dopo intercooler [°C] 35 35

Perdita di carico intercooler % 10 10

Rendimento politropico % 82 75

Rendimento elettrico % 94 94

Gas Quench

Il primo raffreddamento del syngas avviene attraverso il quench con una portata di ricircolo. La portata è regolata affinché la temperatura a valle della miscelazione sia di 900°C. La miscelazione è simulata con un mixer nel quale avviene anche la

conversione di CO2 a CO secondo la reazione di Bouduard. Per il funzionamento del

ricircolo è presente un ventilatore che ha rendimento politropico del 75% ed rendimento organico pari al 92%.

Syngas Coolers

Il syngas viene raffreddato tramite due syngas cooler convettivi che producono vapore di alta e media pressione inviato al ciclo a vapore: la temperatura del syngas in uscita è rispettivamente di 380°C e 300°C.

63 Tabella 4.7: Ipotesi di calcolo syngas coolers

Pressione vapore HP 144 bar

Temperatura vapore HP 340 °C

Pressione vapore IP 36 bar

Temperatura vapore IP 244 °C

Efficienza 90 %

Perdite di carico 3,4 %

Perdite termiche 0,7 %

Filtro ceramico

Per la pulizia dei filtri ceramici è utilizzato azoto compresso a 80 bar. La portata

necessaria è pari a 0.103 kg N2/kg carbone.

Scubber

La prima pulizia avviene in uno scrubber ad acqua: la quantità di acqua aggiunta è calcolata affinché il syngas in uscita sia saturo. L’acqua è compressa da una pompa che ha un rendimento idraulico di 0,8 e un rendimento organico di 0,92, e successivamente è scaldata in uno scambiatore che raffredda una portata di syngas a valle dell’idrolizzatore del COS.

Idrolizzatore COS

L’idrolizzatore del COS è modellizzato con uno scambiatore che simula il rigeneratore, seguito da un mixer necessario per simulare l’apporto di calore proveniente dal vapore spillato dal corpo cilindrico di media pressione del ciclo a vapore. La quantità di vapore spillato è calcolata in modo da avere la temperatura a valle del processo pari a 180°C. Le perdite di carico del processo sono del 2% per lo scambiatore e del 3% per il mixer.

AGR

La sezione di rimozione è preceduta da coolers che portano il syngas alla temperatura di 35°C. Si tratta di un processo di assorbimento fisico di tipo Selexol. GS non è in grado di simulare nel dettaglio tale processo di assorbimento dei gas acidi perché implementa solo le equazioni di stato dei gas perfetti e del vapore d’acqua. Per simulare l’assorbimento fisico di gas in soluzioni liquide è necessario studiare le equazioni di equilibrio di sistemi multifase. D’altra parte, ai fini dell’analisi oggetto di questa tesi non è necessario entrare nel dettaglio e simulare le colonne di assorbimento e desorbimento dei gas acidi. Tale analisi è necessaria se si intende apportare modifiche al processo di assorbimento oppure ottimizzarne i parametri operativi. Ai fini della stima delle prestazioni dell’IGCC (oggetto di questa tesi), è possibile evitare di simulare il dettaglio del processo Selexol ed utilizzare i risultati ottenuti da simulazioni svolte dai ricercatori del Politecnico di Milano con codici di

64 calcolo specifici. Infatti i ricercatori del Dipartimento di Energia del Politecnico hanno sviluppato un modello dettagliato del processo Selexol al fine di determinarne i consumi di potenza elettrica e termica (per la rigenerazione del solvente) e la composizione e portata dei flussi uscenti dall’unità (cioè, del syngas pulito e del flusso

ricco di H2S rimosso). Quindi, l’effettiva simulazione del processo Selexol non è stata

oggetto di questa tesi ma sono stati usati i risultati generati da un modello sviluppato da ricercatori del Dipartimento di Energia.

All’interno del modello GS dell’intero IGCC, il Selexol è simulato con uno splitter che

separa una frazione di H2S dal syngas, uno splitter che separa una frazione di CO2 ed

un terzo splitter che separa la portata di vapore condensata. Le split fractions dei primi due splitters sono state calibrate per riprodurre la stessa composizione del syngas pulito indicata dal modello dettagliato del Selexol. In modo analogo, la potenza termica assorbita dallo scambiatore di calore è stata calibrata per riprodurre lo stesso valore calcolato dal modello dettagliato. Nell’impianto in oggetto tale calore richiesto dal Selexol è fornito condensando una opportuna portata di vapore spillato dalla turbina a vapore alla pressione di 6 bar.

Tabella 4.8: Ipotesi di calcolo processo Selexol

Potenza termica assorbita 20952 kJ/kgH2S

Potenza elettrica assorbita 1937,5 kJ/kgH2S

Efficienza di rimozione 99,2 %

CO2 rimossa con l’h2s 1,42 kgCO2/kgH2S

Concentrazione H2S a valle 20 ppm

Perdite di carico scambiatori 3 %

Tabella 4.9: Composizione syngas in ingresso e in uscita dalla sezione AGR

Ar CH4 CO CO2 H2 H2O(g) H2O(l) H2S N2

Ingresso AGR 0.77 0.01 50.59 2.61 23.40 0.13 13.95 0.16 8.39

Uscita AGR 0.89 0.02 59.01 2.85 27.29 0.15 0.0 0.00 9.78

Saturatore

È impiegato il componente del GS che simula il saturatore. Tale componente risolve gli scambi di massa ed energia che avvengono al suo interno. Il syngas in uscita è saturo e l’acqua in eccesso viene ricircolata tramite una pompa e riscaldata in un syngas cooler rigenerativo.

Turbina a gas

È simulata una turbina a gas di grande taglia funzionante in ciclo semplice con aria aspirata dall’ambiente. Il compressore è preceduto da un filtro dell’aria ed ha un

65 rapporto di compressione pari a 18.1. Lungo la compressione è spillata l’aria necessaria per il raffreddamento delle pale della turbina. Il numero di stadi di compressione è calcolato fissando il Δh massimo per ciascuno stadio: a partire da questo valore è inoltre calcolato il rendimento politropico dello stadio, mentre il rendimento organico è un valore assegnato. La simulazione dettagliata della turbina a gas invece non è possibile senza informazioni sulla fluidodinamica degli stadi raffreddati, che è molto complicata e di difficile previsione. Per questo motivo nel caso della turbina il numero di stadi è assegnato ed il rendimento politropico è considerato costante per ciascuno stadio. La TIT è fissata al massimo valore compatibile con i materiali, per massimizzare il rendimento del ciclo. Poiché la portata di syngas al combustore dipende dalla portata di carbone che è assegnata, la portata di aria aspirata viene calcolata per ottenere la TIT desiderata. In questo modo si ottengono le dimensioni delle turbomacchine.

Tabella 4.10: Assunzioni di progetto turbina a gas Compressore:

Rapporto di compressione 18.1

Δh per stadio 23 kJ/kg

Rendimento organico 99.865 %

Turbina:

Numero di stadi totali 4

Numero di stadi raffreddati 3

Rendimento organico 99.865 %

TIT 1360 °C

Temperatura massima del materiale 865 °C

Alternatore:

Velocità di rotazione 3000 giri/min

Rendimento organico 99.65 %

Rendimento elettrico 98.7 %

Perdite di carico:

Filtro dell’aria 1 %

Combustore 3 %

Ciclo a vapore a recupero

È modellizzato con il componente HRSC (Heat Recovery Steam Cycle), il quale permette di simulare la caldaia a recupero, la turbina a gas e tutti gli ausiliari necessari per il funzionamento del ciclo. La caldaia a recupero prevede la generazione di vapore a tre livelli di pressione, dotati di surriscaldamento, più il degasatore. Il livello di

66 pressione intermedio prevede inoltre il risurriscaldamento del vapore provenente dalla turbina di alta pressione. La disposizione dei banchi di scambio viene ottimizzata per massimizzare la produzione di vapore. Sono fissate le condizioni di ingresso e uscita dei fumi e le pressioni di evaporazione. Dagli evaporatori di alta e media pressione è spillata acqua satura, e negli stessi è immesso il vapore leggermente surriscaldato generato nei syngas coolers. Per il calcolo della turbina sono assegnati i rendimenti politropici delle sezioni. I rendimenti delle pompe di alimento degli scambiatori sono calcolati, mentre è fissato quello della pompa di estrazione del condensatore.

Tabella 4.11: Livelli di pressione

Generazione vapore HP 144 bar

Generazione vapore IP 36 bar

Generazione vapore LP 4 bar

Spillamento turbina 6 bar

Degasatore 1.4 bar

Condensatore 0.048 bar

Tabella 4.12: ΔT degli scambiatori, per tutti i livelli di pressione

ΔT approach point 25 °C

ΔT pinch point 10 °C

ΔT subcooling economizzatore 5 °C

Tabella 4.13: Rendimenti isoentropici dei componenti

Turbina HP 92 %

Turbina IP 94 %

Turbina LP 88 %

Pompa estrazione condensatore 70 %

Tabella 4.14: Altre assunzioni di progetto relative al ciclo a vapore

Perdite di carico gas 0.03 bar

Perdite termiche caldaia 7 %

Temperatura massima surriscaldatore 565 °C

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