Analisi tecnico-economica di impianti a refrigerante interno per la micro-liquefazione di metano

(1)

U

NIVERSITÀ DI

P

ISA

SCUOLA DI INGEGNERIA

D

IPARTIMENTO DI

I

NGEGNERIA DELL’

E

NERGIA, DEI

S

ISTEMI, DEL

T

ERRITORIO E DELLE

C

OSTRUZIONI

C

ORSO DI

L

AUREA

M

AGISTRALE IN

I

NGEGNERIA

E

NERGETICA

T

ESI DI

L

AUREA

M

AGISTRALE

Analisi tecnico-economica di impianti a refrigerante interno

per la micro-liquefazione di metano

Relatori:

Prof. Ing. Romano Giglioli Ing. Andrea Baccioli Ing. Gianluca Pasini

Candidato:

Giulio Santi

(2)

(3)

II

Abstract

La domanda di gas naturale liquefatto è in continua crescita soprattutto grazie allo sviluppo di nuovi usi del GNL come carburante per trasporti marittimi e terrestri o come fonte energetica per utenze isolate. Le caratteristiche a vantaggio del GNL rispetto ad altri combustibili sono le basse emissioni inquinanti e la semplicità di accumulo, garanzia di affidabilità e sicurezza. La diffusione dei suddetti utilizzi è limitata dagli elevati costi di approvvigionamento del GNL dai grandi stoccaggi costieri del commercio internazionale. La micro-liquefazione potrebbe permettere di valorizzare produzioni locali di biogas o piccoli giacimenti di gas naturale, adottando prezzi concorrenziali grazie alla vicinanza alle utenze.

L’obbiettivo di questa tesi è quello di valutare l’impiego di impianti a refrigerante interno per la micro-liquefazione di metano. Tali impianti risultano interessanti per produzioni di GNL di piccola taglia grazie alla loro intrinseca semplicità. Nello studio svolto, a partire dagli schemi proposti dalla letteratura, sono stati elaborati nuovi impianti di liquefazione a refrigerante interno tramite l’integrazione di espansori, valvole e chiller ad assorbimento. Gli schemi sono stati modellati con il software Aspen HYSYS e ottimizzati per minimizzare il consumo specifico di energia. I risultati sono stati confrontati tra loro, grazie anche ad un’analisi di secondo principio. Successivamente, i processi analizzati sono stati adattati a diverse pressioni del gas in alimentazione e del serbatoio del GNL per valutarne le prestazioni all’interno di diversi contesti di applicazione. Gli impianti di liquefazione di gas naturale necessitano di potenza elettrica in ingresso per l’alimentazione dei compressori. È stato valutato l’effetto sul consumo specifico del recupero termico dai fumi di una microturbina per l’alimentazione del chiller di un processo specifico all’interno di tre scenari significativi. L’analisi economica è stata condotta attraverso il calcolo del Levelised Cost of Liquefaction (LCOL) di ogni impianto proposto, che costituisce il costo complessivo per la produzione del GNL. Per il calcolo del LCOL è stato necessario stimare il costo degli impianti e fissare un costo per il gas naturale. Dal calcolo dell’LCOL per ogni impianto, è possibile definire l’investimento più vantaggioso e confrontare il valore trovato con il prezzo del GNL da altre fonti di approvvigionamento.

(4)

III

Sommario

Abstract ... II

Sommario... III

Indice delle figure ... VI

Indice delle tabelle ... IX

1. Introduzione ... 1

1.1. Il mercato del gas naturale... 1

1.2. Il ruolo del gas naturale nella transizione energetica... 3

1.3. Il Gas Naturale Liquefatto ... 5

1.4. Il futuro del GNL e la produzione small-scale ... 6

1.5. Obiettivo della tesi ... 7

2. La liquefazione del gas naturale: stato dell’arte ... 10

2.1. Classificazioni e tipologie ... 10

2.1.1. Processi in cascata ... 12

2.1.2. Processi a refrigerante misto ... 14

2.1.3. Processi a espansione di gas ... 17

2.2. La micro-liquefazione ... 23

2.2.1. Processi a refrigerante interno ... 24

3. Processi a refrigerante interno: simulazione e analisi ... 28

3.1. Cenni di criogenia ... 28

3.2. Modello di simulazione e ottimizzazione ... 32

(5)

IV

3.2.2. Ottimizzazione dei parametri ... 35

3.3. I cicli Claude, Kapitza e Heylandt... 36

3.4. Elaborazione e analisi di nuovi schemi ... 43

3.4.1. Processo con doppio espansore... 43

3.4.2. Processo con valvola secondaria ... 46

3.4.3. Processi con chiller ad assorbimento ... 49

3.5. Confronto risultati... 59

3.5.1. Analisi exergetica ... 61

4. Simulazione dei processi in diversi scenari ... 65

4.1. Definizione degli scenari ... 65

4.2. Gas in ingresso a 1,5 bar ... 66

4.3. Gas in ingresso a 15 bar ... 69

4.4 Gas in ingresso a 40 bar ... 72

4.5. Sintesi e discussione dei risultati ... 75

5. Autoproduzione di energia elettrica ... 78

5.1. Sistemi di micro-generazione ... 78

5.2. Recupero termico da microturbina ... 81

5.2.1. Recupero termico da fumi (scenario sfavorevole) ... 84

5.2.2. Recupero termico da fumi (scenario intermedio) ... 87

5.2.3. Recupero termico da fumi (scenario favorevole) ... 89

6. Analisi economica ... 91

6.1. Metodo di stima dei costi ... 91

6.1.1. Compressori, turbine e separatore ... 91

6.1.2. Air-cooler e shell&tube ... 92

6.1.3. Chiller ad assorbimento ... 94

6.1.4. Scambiatore a piastre alettate ... 94

(6)

V

6.1.6. Costi diretti e indiretti ... 97

6.1.7. Sistema di autoproduzione ... 99

6.1.8. Costo degli impianti ... 100

6.2. Levelised Cost Of Liquefaction ... 101

6.2.1. Il costo del gas naturale ... 102

6.2.2. Analisi dei risultati ... 104

7. Conclusioni ... 111

(7)

VI

Indice delle figure

1.1. Domanda mondiale di energia per fonte primaria... 1

1.2. Stati con maggiori riserve di gas naturale ... 2

2.1. Classificazione per natura e principio di espansione ... 11

2.2. Classificazione dei processi più diffusi ... 11

2.3. Schema base di processo in cascata [15] ... 12

2.4. Schema del Phillips Optimized Cascade Process [16] ... 13

2.5. Schema semplificato del processo Statoil-Linde Mixed Fluid Cascade [15] ... 14

2.6. Schema semplificato del processo C3-MR [15] ... 15

2.7. Schema semplificato del processo DMR [15] ... 16

2.8. Schema semplificato del processo AP-X [15] ... 16

2.9. Schema semplificato del processo PRICO [13] ... 17

2.10. Processo a singola espansione di azoto [15] ... 19

2.11. Processo a espansione di azoto con preraffreddamento a CO2 [19] ... 20

2.12. Processo a doppia espansione di azoto [22]... 21

2.13. Processo a doppia espansione di azoto con espansori “in parallelo” [23] ... 22

2.14. Schema del ciclo Linde-Hampson [28] ... 25

2.15. Schema del ciclo Claude ... 26

2.16. Schema del ciclo Kapitza e del ciclo Heylandt ... 27

2.17. Schema del ciclo Collins [28] ... 27

3.1. Schema e rappresentazione sul piano T-s del ciclo Linde [13] ... 29

3.2. Caratteristiche generali di un gas criogenico nel diagramma T-s [31] ... 30

3.3. Rappresentazione sul piano T-s del ciclo Claude [31] ... 37

3.4. Schema del processo Claude ... 37

3.5. Schema del processo Kapitza ... 38

3.6. Schema del processo Heylandt... 39

3.7. Processo Kapitza con compressione multistadio inter-refrigerata e scambiatore multi-flusso ... 40

3.8. Processo Heylandt con compressione multistadio inter-refrigerata e scambiatore multi-flusso .. 41

(8)

VII

3.10. Digramma di scambio termico del processo Heylandt ... 42

3.11. Schema del processo con doppio espansore ... 43

3.12. Diagramma di scambio termico del processo con doppio espansore ... 45

3.13. Processo con valvola secondaria (caso 1) ... 46

3.14. Schema del processo con valvola secondaria (caso 2)... 47

3.15. Schema del processo con valvola secondaria (caso 3)... 48

3.16. Diagramma di scambio termico del processo con valvola secondaria... 49

3.17. Schema di una macchina frigorifera ad assorbimento [31] ... 50

3.18. Processo con chiller pre-coldbox ... 52

3.19. Diagramma di scambio termico del processo con chiller pre-coldbox ... 54

3.20. Processo con chiller pre-compressori ... 54

3.21. Diagramma di scambio termico del processo con chiller pre-compressori ... 56

3.22. Processo con chiller pre-coldbox&compressori ... 57

3.23. Diagramma di scambio termico del processo con chiller pre-coldbox&compressori ... 59

3.24. Consumi specifici dei cinque processi considerati ... 60

3.25. Perdite exergetiche dei cinque processi per componente ... 63

4.1. Andamento consumi rispetto alla pressione al serbatoio di GNL con ingresso a 1,5 bar ... 68

4.2. Andamento consumi rispetto alla pressione al serbatoio di GNL con ingresso a 15 bar ... 71

4.3. Andamento consumi rispetto alla pressione al serbatoio di GNL con ingresso a 40 bar ... 74

5.1. Ciclo Brayton-Joule ideale con rigenerazione interna [79] ... 79

5.2. Microturbina Capstone C200 [42] ... 82

5.3. Schema del recupero termico da microturbina ... 84

5.4. Processo con chiller pre-coldbox&compressori con recupero da microturbina nello scenario 1 .. 85

6.1. Curve costo-superficie nuda per scambiatori di calore [46] ... 93

6.2. Curve di costo per unità di volume per volume di scambiatori a piastre alettate ... 96

6.3. Diagramma per la definizione del bare module factor ... 98

6.4. Costo del gas naturale nelle principali aree del mercato internazionale [56]... 103

6.5. Costo del gas naturale nelle principali aree del mercato europeo [56] ... 103

6.6. LCOL dei cinque impianti nello scenario 1 (1,5 bar – 1,5 bar)... 105

(9)

VIII

6.8. LCOL dei cinque impianti nello scenario 4 (1,5 bar – 6 bar)... 105

6.9. LCOL dei cinque impianti nello scenario 4 (15 bar – 1,5 bar)... 107

6.10. LCOL dei cinque impianti nello scenario 5 (15 bar – 4 bar)... 107

6.12. LCOL dei cinque impianti nello scenario 7 (40 bar – 1,5 bar)... 109

(10)

IX

Indice delle tabelle

1.1. Maggiori stati produttori di gas naturale [3] ... 2

1.2. Scenari di evoluzione della domanda di energia [7] ... 4

1.3. Modalità di scambio di gas naturale a livello globale [3] ... 5

1.4. Usi finali del GNL in Italia [11] ... 6

2.1. Principali tecnologie per impianti small-scale a confronto ... 24

3.1. Temperatura di ebollizione normale dei gas [28] ... 28

3.2. Caratteristiche fisiche del metano [31] ... 29

3.3. Parametri di processo fissati ... 34

3.4. Confronto per parametri principali tra i cicli Claude, Kapitza e Heylandt ... 39

3.5. Confronto tra cicli Kapitza e Heylandt con compressione multistadio e scambiatore unico ... 41

3.6. Risultati del processo con doppio espansore ... 44

3.7. Dati scambiatore multi-flusso del processo con doppio espansore ... 45

3.8. Risultati processo con valvola secondaria ... 48

3.9. Dati scambiatore multi-flusso del processo con valvola secondaria ... 49

3.10. Risultati processo con chiller pre-coldbox ... 53

3.11. Dati scambiatore multi-flusso del processo con chiller pre-coldbox ... 53

3.12. Risultati processo con chiller pre-compressori ... 55

3.13. Dati scambiatore multi-flusso processo con chiller pre-compressori ... 56

3.14. Processo con chiller per-coldbox & compressori ... 58

3.15. Dati scambiatore multi-flusso processo con chiller pre-coldbox & compressori ... 58

3.16 Confronto parametri delle diverse soluzioni ... 59

3.17. Espressioni per il calcolo delle perdite exergetiche dei componenti [19] ... 62

3.18. Perdite exergetiche per componente e rendimento di II principio per i cinque processi ... 62

4.1. Risultati scenario 1 ... 66

4.4. Variazioni percentuali di consumo rispetto allo scenario 1 ... 68

(11)

X

4.13. Consumi specifici dei cinque processi negli scenari 1, 2 e 3 ... 76

5.1. Dati del processo con chiller pre-coldbox & compressori negli scenari 1, 5 e 9 ... 81

5.2. Prestazioni a carico parziale [41] ... 83

5.3. Risultati calcolo su turbina ... 83

5.4. Risultati processo con chiller pre-coldbox&compressori con recupero da MT – scenario 1 ... 86

6.1. Parametri per compressori, turbine e separatore [43] ... 92

6.2. Costo inverter per taglia [45] ... 92

6.3. Parametri per air-cooler e shell&tube [43] ... 97

6.4. Costi diretti e indiretti [43] ... 97

6.5. Parametri per il calcolo dei fattori di pressione [43] ... 98

6.6. Bare Module Factor [43] ... 98

6.7. Indici annuali CEPCI ... 99

6.8. Potenza nominale microturbina per potenza richiesta ... 99

6.9. Costo dei cinque impianti negli scenari 1, 2 e 3 ... 100

6.10. Costo dei cinque impianti negli scenari 4, 5 e 6... 100

6.11. Costo dei cinque impianti negli scenari 7, 8 e 9... 100

6.12. LCOL degli impianti nello scenario 1 (1,5 bar – 1,5 bar) ... 104

6.13. LCOL degli impianti nello scenario 2 (1,5 bar – 4 bar) ... 104

6.14. LCOL degli impianti nello scenario 3 (1,5 bar – 6 bar) ... 104

6.15. LCOL degli impianti nello scenario 4 (15 bar – 1,5 bar) ... 106

6.16. LCOL degli impianti nello scenario 5 (15 bar – 4 bar) ... 106

6.18. LCOL degli impianti nello scenario 7 (40 bar – 1,5 bar) ... 108

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1

1. Introduzione

Nell’attuale panorama mondiale, circa il 22% della domanda di energia è soddisfatto dal gas naturale, che rappresenta la terza fonte di energia primaria per consumo dopo petrolio e carbone, come si nota in figura 1.1in cui sono riportarti i consumi globali relativi al 2016 [1]. Tuttavia, il gas naturale può essere considerato una fonte energetica relativamente giovane poiché, ancora negli anni Cinquanta, era trattato come una risorsa di serie B [2]. Fatta eccezione per Stati Uniti e Italia, in tutto il mondo il gas naturale, qualora rinvenuto in prossimità di giacimenti di petrolio, veniva ignorato se non direttamente collegabile a vicini centri di consumo; altrimenti, non potendo essere rilasciato in atmosfera per il suo forte potere climalterante, veniva destinato al “gas flaring” e, quindi, bruciato senza recupero energetico.

FIGURA 1.1:DOMANDA MONDIALE DI ENERGIA PER FONTE PRIMARIA [1]

1.1. Il mercato del gas naturale

Osservando l’elenco degli attuali maggiori produttori di gas naturale in tabella 1.1 [3], si nota che solo gli Stati Uniti avevano puntato sul gas naturale già negli anni ’50, mentre gli altri stati si sono affacciati sul mercato decenni più tardi. Norvegia e Algeria iniziarono a valorizzare i loro giacimenti solo negli ’80, ma gli stati che hanno assistito ad uno sviluppo esponenziale ancora più recentemente sono gli stati del Golfo Persico, come Qatar ed Emirati Arabi. Il caso del Qatar è il più eclatante, considerando la sua superficie estremamente ridotta, pari a circa un trentesimo di quella italiana [2].

Fonte primaria Mtep Quote %

Petrolio 4388 32 Gas Naturale 3007 22 Carbone 3755 27 Nucleare 681 5 Idroelettrico 350 3 Bioenergia 1354 9 Solare-eolico-altre FER 225 2 TOTALE 13760 100,0

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2

TABELLA 1.1:MAGGIORI STATI PRODUTTORI DI GAS NATURALE [3]

Ovviamente, la capacità produttiva dei singoli stati è strettamente legata alle riserve contenute all’interno del loro territorio e, tenendo conto che la Russia è ritenuta la più grande detentrice mondiale di giacimenti di gas, è semplice immaginare le motivazioni che l’hanno resa il primo produttore mondiale di gas fino alla fine del decennio scorso. La mappa delle regioni con le più grandi riserve di gas naturale è riportata in figura 1.2 [3].

L’egemonia russa nel settore del gas è stata messa in discussione dagli Stati Uniti, grazie alla cosiddetta “shale gale” (la bufera dello shale). Grazie allo sfruttamento dello shale gas, infatti, gli USA hanno aumentato la produzione di gas del 40% tra il 2007 e il 2017 diventando i primi produttori mondiali di gas naturale [3].

(15)

3

Ad oggi, il gas naturale è utilizzato principalmente per la produzione di calore a bassa e alta temperatura e per la produzione di energia elettrica [4].

L’impiego di gas naturale per la produzione di calore è molto diffuso, sia in ambito civile, in cui è utilizzato per il riscaldamento o la refrigerazione di ambienti e per la produzione di acqua calda sanitaria, sia in ambito industriale, dove consente di produrre calore ad alta temperatura per la lavorazione e il trattamento dei materiali.

Il gas naturale è una delle principali materie prime per la produzione di energia elettrica e viene utilizzato come combustibile in centrali a vapore, impianti turbogas, centrali a ciclo combinato e motori a combustione interna stazionari.

Infine, è stato recentemente impiegato come carburante nel settore dei trasporti e dell’autotrazione.

1.2. Il ruolo del gas naturale nella transizione energetica

È parere diffuso tra gli studiosi del settore che il gas naturale ricoprirà un ruolo di primo piano nel periodo di transizione dallo scenario energetico attuale ad un futuro basato sulle fonti rinnovabili [5-6]. La cosiddetta “transizione energetica”, ovvero il progressivo abbandono dei combustibili fossili a favore di un sempre maggiore sfruttamento delle fonti rinnovabili, è un processo già in atto, sostenuto dalla diffusa preoccupazione per i cambiamenti climatici, da interessi politici ed economici e dal progresso tecnologico. Uno degli obbiettivi principali emersi dalla conferenza sui cambiamenti climatici, confluita negli Accordi di Parigi del 2015, è sicuramente quello della “decarbonizzazione” per ridurre all’interno del mix energetico il peso dei combustibili fossili che, ancora oggi, soddisfano più dell’80% dei consumi.

Tuttavia, poiché il settore energetico è caratterizzato da una notevole inerzia, tali modifiche strutturali richiederanno diversi decenni. A questo proposito, nel World Energy Outlook (WEO) [7], redatto annualmente dall’Agenzia Internazionale dell’Energia (AIE), l’analisi dei fattori in grado di influenzare la dinamica della domanda e dell’offerta di energia, consente la presentazione di probabili scenari futuri: lo scenario delle le politiche attuali (CP), lo scenario delle politiche future probabili o già annunciate (NP) e lo scenario delle politiche migliori per il raggiungimento effettivo degli obbiettivi (SD).

Dall’analisi dei risultati, sintetizzati in tabella 1.2, emergono alcune osservazioni utili a questa trattazione:

• Dall’81% del 2016, la quota di domanda soddisfatta da combustibili fossili nel 2040 scenderebbe al 79% nello scenario CP, al 75% nello scenario NP, e al 61% nello

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4

scenario dello SD. Dunque, anche secondo lo scenario più ottimistico e ambizioso di decarbonizzazione (SD), nonostante la crescita dell’800% della produzione di energia da fonti rinnovabili, i combustibili fossili rimarrebbero la fonte energetica dominante.

• La quota del consumo energetico ricoperta dal gas naturale aumenterebbe secondo tutti gli scenari, contrariamente a petrolio e carbone, e il valore assoluto della domanda di gas inizierebbe a calare non prima del 2030, nello scenario più ottimistico.

TABELLA 1.2:SCENARI DI EVOLUZIONE DELLA DOMANDA DI ENERGIA [7]

Da tutte le proiezioni emerge la certezza che il gas naturale sarà il combustibile fossile destinato ad accompagnare la “transizione energetica” alle rinnovabili, grazie alla diffusione di risorse di gas a costi sempre più bassi e al minore impatto ambientale rispetto al carbone. Infatti, un impianto a ciclo combinato alimentato a gas naturale permette di abbattere circa la metà delle emissioni inquinanti prodotte da un tradizionale sistema a carbone, a parità di energia elettrica prodotta. Inoltre, l’elevata “manipolabilità” del gas lo rende preferibile rispetto al carbone, che richiede particolari sistemi di trasporto e pulizia e onerosi sistemi di abbattimento delle emissioni.

Il gas naturale, quindi, dimostra di essere il combustibile che meglio potrebbe svolgere una funzione “complementare” alle fonti rinnovabili intermittenti come l’eolico e il solare, per garantire la continuità e la regolazione della produzione elettrica.

Il mercato del gas naturale ha registrato nel 2017 tassi di crescita notevoli: la domanda mondiale è aumentata di 119 miliardi di metri cubi, una crescita maggiore del 67% rispetto alla media del periodo 2000-2016; l’incremento dei consumi è stato del 3%, un dato significativo se

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5

confrontato con l’incremento della domanda energetica mondiale (+2%) e quello della domanda di petrolio (+1,6%) [8].

Tale crescita è sì giustificata dalla questione ambientale, ma è anche sostenuta da condizioni economiche estremamente favorevoli, come la continua scoperta di nuove riserve di gas naturale, la graduale espansione e diversificazione del mercato e il recente abbassamento dei prezzi, dovuto soprattutto all’ingresso degli USA nella rosa dei grandi esportatori.

1.3. Il Gas Naturale Liquefatto

Un ruolo fondamentale nell’aumento dell’offerta internazionale di gas è sicuramente quello ricoperto dal Gas Naturale Liquefatto (GNL), il cui commercio via navi metaniere è in continua espansione da circa vent’anni. Nel 2017 sono state 293 milioni le tonnellate di GNL scambiate a livello globale, +11% rispetto al 2016 e il triplo rispetto al 2000 [8].

Il GNL è storicamente utilizzato come “vettore” per il trasferimento di gas naturale, in alternativa alle pipeline. Il GNL, infatti, ha una densità pari a circa 600 volte quella del gas naturale e può essere trasportato su navi metaniere per lunghe distanze con notevoli vantaggi economici. Una volta giunto a destinazione, il GNL viene stoccato nei grandi depositi costieri e rigassificato per essere distribuito sul territorio. In tabella 1.3 [3] sono riportate le quantità di gas naturale trasportate tramite pipeline o sottoforma di GNL negli ultimi anni, espresse in termini percentuale sul totale del gas scambiato a livello globale. Si nota che, il GNL costituisce, ad oggi, circa un terzo del commercio internazionale di gas.

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6

Dal 2000 al 2017 il numero dei paesi produttori di GNL è passato da 12 a 19, con un aumento delle esportazioni mondiali guidato in particolar modo da Australia, Stati Uniti e Africa; d’altro canto, nello stesso periodo, il numero dei paesi importatori si è quasi quadruplicato [8].

Asia ed Europa si confermano come i principali mercati del GNL, con una crescita delle importazioni oltre ogni previsione (+17 mln ton e +10 mln ton). Si prevede che l’offerta di GNL crescerà, nei prossimi quindici anni, con un tasso medio annuo del 4%, superiore a quello dell’offerta di gas naturale (2%), che sarà circa doppio del tasso di crescita della domanda totale di energia [8].

1.4. Il futuro del GNL e la produzione small-scale

Recentemente, alla visione del GNL come “forma transitoria” per il commercio di gas naturale, si sono affiancati nuovi possibili usi del GNL come carburante per il trasporto terrestre pesante su lunga distanza, per il trasporto marittimo e come fonte energetica per impianti industriali e civili isolati [9-10]. Infatti, l’elevata densità della forma liquida consente di accumulare il combustibile all’interno di serbatoi con maggiore semplicità e compattezza rispetto alla forma gassosa.

Tuttavia, il trasporto del GNL dai grandi accumuli costieri presso i terminali di rigassificazione fino all’utente finale finisce per gravare notevolmente sul costo di approvvigionamento del combustibile, nonostante il GNL venga prodotto nei grandi impianti di elevata efficienza. La diffusione di questi nuovi usi del GNL richiederebbe, quindi, lo sviluppo di una rete di distribuzione, approvvigionamento e stoccaggio del GNL di tipo Small Scale LNG (SSLNG), ovvero composta da elementi di piccola taglia e di gran lunga più flessibile rispetto ai grandi impianti di stoccaggio e rigassificazione legati al commercio internazionale.

A questo proposito, è significativo pensare che nel 2017, in Europa, le infrastrutture SSLNG a supporto dei trasporti terrestri e marittimi sono aumentate rispettivamente del 139% e del 170%. I dati relativi agli usi finali di GNL nel mercato italiano sono, invece, riassunti in tabella 1.4 [11].

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7

La nascita di un mercato del GNL basato sui suddetti usi apre la strada a nuovi possibili sistemi di produzione locale.

Una di queste è la liquefazione del biogas, ottenuto dalla trasformazione biologica di scarti agricoli e zootecnici, fanghi di depurazione e rifiuti organici. Il biogas, composto per metà da anidride carbonica e per metà da metano, subisce un upgrade e viene tradizionalmente impiegato in loco per l’autoproduzione di energia termica ed elettrica. Il numero degli impianti per la produzione di biogas in Europa si è triplicato negli ultimi dieci anni, passando da 6200 a 17662 unità. Nel 2015 la produzione annuale di biogas è stata di 181565 GWh, con principali paesi produttori Germania, Regno Unito, Italia e Francia [12].

Il biometano potrebbe essere venduto in forma liquida qualora risultasse conveniente al produttore rispetto all’autoconsumo o alla vendita in forma gassosa, e all’utente finale rispetto all’approvvigionamento tradizionale.

Esistono anche numerose riserve di gas naturale di piccola-media dimensione rimaste inutilizzate per ragioni di natura pratica o economica, note come “riserve marginali” [13]. Tra le risorse non utilizzabili si hanno quelle localizzate in posizioni remote rispetto agli utilizzatori oppure in regioni dove la domanda di gas è satura. In entrambi i casi, gli eccessivi costi per la costruzione di pipeline o per la produzione di GNL impediscono lo sfruttamento di questi giacimenti. Altre fonti da tenere in considerazione sono, inoltre, il gas naturale liberato durante l’estrazione di petrolio e carbone, e il “gas da discarica”.

Lo sfruttamento di queste fonti di gas naturale per la produzione e la vendita di GNL, passa necessariamente attraverso il concepimento di nuovi sistemi di liquefazione adatti ad applicazioni di piccola taglia. I ridotti valori di consumo di energia raggiunti dai tradizionali impianti di liquefazione di grande taglia necessitano di sistemi estremamente complessi e onerosi e risultano, quindi, impossibili da replicare in una logica small-scale, in cui, oltre all’efficienza, diventano fondamentali altri fattori, come la semplicità realizzativa e operativa, il ridotto ingombro, il contenimento dei costi.

1.5. Obiettivo della tesi

In seguito a quanto detto, questa tesi ha come obiettivo la valutazione dell’impiego di processi a refrigerante interno per la liquefazione di gas naturale di piccola taglia. Tali sistemi, finalizzati alla produzione di GNL su piccola scala, riscuotono un interesse sempre maggiore, grazie alla recente diffusione di nuovi usi finali del GNL e delle infrastrutture small-scale associate, e alla possibilità di valorizzare il biometano prodotto dalle aziende agricole e le riserve marginali.

(20)

8

I processi a refrigerante interno, ovvero basati su cicli in cui l’unico fluido circolante è il gas naturale stesso, non vengono impiegati nei grandi impianti di liquefazione per la loro scarsa efficienza rispetto a soluzioni più complesse; tuttavia, risulta interessante studiarne l’applicazione su impianti di piccola taglia, a causa della loro intrinseca semplicità.

A questo proposito, sono stati analizzati processi a refrigerante interno per la liquefazione small-scale di gas naturale, elaborando nuovi schemi d’impianto a partire da quelli già presenti in letteratura; tali schemi sono stati simulati e ottimizzati tramite il software Aspen HYSYS e, grazie all’osservazione dei risultati, confrontati tra loro dal punto di vista energetico ed economico. Lo scopo di questa trattazione è, quindi, quello di individuare, tra quelli considerati, il migliore processo di liquefazione di gas naturale per impianti di piccola taglia, in termini energetici ed economici.

Il presente elaborato è articolato come segue:

Nel capitolo 2 si presenta lo stato dell’arte delle tecnologie di liquefazione del gas naturale. In particolare, si tenta di classificare le tipologie maggiormente diffuse nel settore, evidenziandone le caratteristiche principali e si pone attenzione all’adeguatezza dei singoli processi alla grande o alla piccola taglia. Inoltre, si approfondisce il tema della liquefazione small-scale, confrontando tra loro gli impianti di stampo tradizionale al momento impiegati e introducendo i processi a refrigerante interno, su cui già si basano impianti di liquefazione di altri gas.

Nel capitolo 3, dopo un breve cenno alla criogenia, si descrivono le assunzioni e le condizioni operative alla base del modello costruito sul software Aspen HYSYS e il metodo di ottimizzazione, finalizzato alla minimizzazione del consumo energetico specifico dei processi. Si passa, quindi, alla costruzione e alla simulazione di nuovi schemi, elaborati a partire dagli schemi di letteratura. I processi presi in considerazione nel proseguo dello studio sono il processo con doppio espansore, il processo con valvola secondaria e i processi con chiller ad assorbimento prima della coldbox, prima dei compressori, prima di coldbox e compressori, con recupero termico dal gas in uscita dai compressori. Infine, le caratteristiche e le prestazioni dei diversi processi, vengono confrontate tra loro, facendo ricorso anche ad un’analisi di secondo principio.

Nel capitolo 4, si prende in considerazione l’autoproduzione dell’energia elettrica necessaria all’alimentazione dei processi di liquefazione. Si discute, dunque, la possibilità di impiegare una microturbina o un motore a combustione interna a gas e si confrontano le due alternative.

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Infine, si simula il recupero termico dai fumi della microturbina per l’alimentazione del chiller del migliore dei cinque processi all’interno di tre scenari significativi per evidenziarne gli effetti sul consumo specifico.

Nel capitolo 5, si studia l’adattabilità dei cinque schemi considerati a diverse pressioni del gas naturale in ingresso (1,5 bar/15 bar/40 bar), espandendo il campo di applicazione oltre alla liquefazione del biogas, verso fonti di gas naturale ad alta pressione, come giacimenti marginali di piccole o medie dimensioni. Si studia, inoltre, la variazione delle prestazioni all’aumentare della pressione presente nel serbatoio di GNL (1,5 bar/4 bar/6 bar).

Nel capitolo 6 si passa ad analizzare e confrontare gli impianti dal punto di vista economico. Dopo aver illustrato il metodo adottato per la stima dei costi d’impianto e aver esposto i risultati trovati, si introduce l’indice denominato Levelised Cost of Liquefaction (LCOL) e la formula usata per calcolarlo. L’LCOL costituisce il costo complessivo per la liquefazione del gas naturale con un determinato sistema e permette di poter confrontare tra loro gli impianti, all’interno dei diversi scenari.

Nel capitolo 7, si traggono le conclusioni a cui si è giunti nell’intero studio, introducendone i possibili sviluppi futuri.

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2. La liquefazione del gas naturale: stato dell’arte

Il processo di liquefazione del gas naturale rappresenta un elemento chiave all’interno dell’articolata filiera che va dall’estrazione del gas fino alla distribuzione agli utenti finali, industriali o domestici, passando per le fasi di trattamento e trasporto [13].

Nei decenni successivi alla realizzazione del primo impianto per la produzione di gas naturale liquefatto (GNL) costruito in Algeria nel 1964 [14], molti sono stati gli studi incentrati sull’incremento dell’efficienza del ciclo termodinamico, la riduzione del costo d’investimento e l’aumento della capacità di produzione. I costanti progressi nel settore della criogenia e della componentistica hanno permesso di sviluppare un cospicuo numero di schemi per la liquefazione del gas naturale, anche grazie alla rapida crescita della domanda di GNL sul mercato energetico globale.

I vari schemi si differenziano molto per efficienza e grado di complessità. Se per impianti di grande taglia (produzione superiore alle 1000 tonnellate al giorno) la riduzione del consumo specifico giustifica un alto investimento iniziale e un elevato numero di componenti, nel passaggio ad una logica di medio-piccola taglia l’obbiettivo diventa, piuttosto, la ricerca un sistema semplice, sicuro, composto da pochi elementi e di facile gestione.

Di seguito, si riportano le classificazioni utili a costruire una panoramica più completa possibile dello stato dell’arte, per poi passare ad una breve descrizione delle soluzioni tecnologiche più interessanti e di successo nel settore.

2.1. Classificazioni e tipologie

Ogni tecnologia per la liquefazione si basa su cicli refrigeranti in grado di estrarre dal gas naturale il calore necessario alla condensazione. In prima battuta, si possono avere cicli aperti (open-cycles), in cui il fluido refrigerante è parte del gas di alimentazione, e cicli chiusi (closed-cycles), in cui un fluido secondario scorre in un circuito parallelo e assorbe calore dal gas attraverso uno scambiatore di calore.

La maggior parte dei processi commercialmente diffusi appartiene alla seconda tipologia, nella quale si possono distinguere, in base alla natura del fluido refrigerante e al principio fisico di espansione adottato, diverse sottocategorie.

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FIGURA 2.1:CLASSIFICAZIONE PER NATURA E PRINCIPIO DI ESPANSIONE

Secondo il primo criterio, si possono distinguere refrigeranti puri o misti, ovvero costituiti da una miscela di diverse sostanze; per quanto riguarda il principio di espansione, si possono avere cicli in cui l’espansione è isoentalpica e ottenuta mediante valvole di laminazione (cicli Joule-Thompson), oppure basati sul ciclo Brayton inverso, dove l’espansione è idealmente adiabatica e avviene tramite turbo-espansori.

Tuttavia, i processi attualmente brevettati e diffusi sul mercato rappresentano spesso soluzioni “ibride” ottenute dalla combinazione di tali categorie. Si riporta, quindi, quella che risulta la classificazione più adatta a fornire una panoramica completa delle soluzioni tecnologiche maggiormente impiegate nel settore, nella quale si possono individuare tre categorie di processi: processi in cascata, a refrigerante misto e a espansione di gas [13].

FIGURA 2.2:CLASSIFICAZIONE DEI PROCESSI PIÙ DIFFUSI Processi di liquefazione del gas naturale Natura del refrigerante Refrigerante puro Refrigerante misto Principio di espansione Joule-Thompson (valvole di laminazione) Brayton (turbo-espansori) Processi di liquefazione del gas naturale Processi in cascata Processi a refrigerante misto Processi a espansione di gas

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2.1.1. Processi in cascata

Nei processi in cascata (Cascade cycles) vengono impiegati in serie più cicli refrigeranti, nei quali scorrono diversi fluidi, allo scopo di ottenere ridotte irreversibilità di scambio termico [13]. Ogni circuito può essere controllato in modo indipendente, garantendo una buona flessibilità operativa. La complessità del sistema e l’alto numero di componenti si traducono in alti costi d’investimento, compensati dal basso consumo specifico di energia e dalla ridotta area di scambio termico richiesta. Tali caratteristiche rendono questi processi adatti a impianti ad elevata capacità produttiva. Altri vantaggi da sottolineare sono i bassi rischi tecnici e la possibilità di utilizzare una componentistica standard, riducendo i tempi di realizzazione; tra gli svantaggi ci sono sicuramente gli alti costi di investimento, la flessibilità limitata rispetto a variazioni di condizioni operative e i limiti di capacità produttiva.

Il primo impianto per la liquefazione del gas naturale, realizzato ad Arzew, in Algeria, nel 1964, presenta proprio questa tipologia di schema e costituisce la versione semplificata dei moderni processi in cascata. Come mostrato in figura 2.3, il gas naturale in ingresso viene progressivamente raffreddato grazie a tre circuiti di refrigerazione con compressione multistadio; in ognuno di questi il fluido refrigerante (propano, etilene e metano rispettivamente) vaporizza a temperatura costante.

FIGURA 2.3:SCHEMA BASE DI PROCESSO IN CASCATA [15]

Studi di settore e innovazione tecnologica hanno condotto negli anni all’ottimizzazione dei cicli in cascata e, ad oggi, il Philips Optimized Cascade Process (POC) e lo Statoil-Linde Mixed Fluid Cascade Process (MFC) sono quelli di maggior successo commerciale.

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• Phillips Optimized Cascade Process (POC)

Il processo POC, sviluppato da Phillips Petroleum Company, fu impiegato per la prima volta nell’impianto di liquefazione Conoco-Philips a Kenai, in Alaska, nel 1969. Il processo rappresenta un’evoluzione dell’originale struttura a cascata. Infatti, mentre i cicli a propano e etilene rimangono cicli chiusi, quello a metano è un ciclo aperto; ciò permette l’eliminazione del compressore del gas usato come combustibile per fornire energia all’impianto, oltre alla re-liquefazione dei vapori estratti dai serbatoi di GNL, altrimenti destinati all’uso come combustibile o al flaring. Lo schema riportato in figura 2.4 dimostra chiaramente la complessità e l’elevato numero di componenti di questo processo.

FIGURA 2.4:SCHEMA DEL PHILLIPS OPTIMIZED CASCADE PROCESS [16]

Recenti studi condotti da Fahmy et al. [16], hanno dimostrato che, introducendo espansori al posto delle valvole Joule-Thompson in punti strategici dello schema, in particolare all’interno del ciclo a metano, sarebbe possibile migliorare la performance del processo POC in termini di consumo specifico di energia, produzione di GNL, efficienza termica e produzione di CO2. Il processo POC richiede elevati costi di investimento e di manutenzione, ma il consumo specifico di energia è relativamente basso (0,30-0,35 kWh/kg GNL a seconda della pressione del gas in ingresso). Per tali motivi risulta adatto ad applicazioni di grande taglia e viene impiegato nel 5% degli impianti di liquefazione di gas naturale esistenti, con capacità produttiva compresa tra 1,5 e 6,8 milioni di tonnellate di GNL all’anno [13].

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• Statoil-Linde Mixed Fluid Cascade (MFC)

Sviluppato per la prima volta per l’impianto off-shore Snohvit in Norvegia, il processo MFC si basa sulla struttura del classico processo in cascata, impiegando miscele di azoto e idrocarburi, come metano, etano e propano, all’interno dei cicli di preraffreddamento, liquefazione e sotto-raffreddamento. La composizione di ogni miscela è diversa e definita per meglio adattarsi alla temperatura operativa del rispettivo ciclo; l’obbiettivo è quello di ridurre le irreversibilità di scambio termico, replicando l’andamento della curva di raffreddamento del gas naturale. Questo si traduce, teoricamente, in un’efficienza più alta rispetto all’impiego di refrigeranti puri [13-17].

La possibilità di adattare le miscele refrigeranti a diverse condizioni operative garantisce una maggiore flessibilità rispetto ai classici processi in cascata, ma richiede una complicazione tecnologica e un aumento di difficoltà di gestione. Il mancato successo commerciale del processo MFC può essere attribuito a tali risvolti negativi.

FIGURA 2.5:SCHEMA SEMPLIFICATO DEL PROCESSO STATOIL-LINDE MIXED FLUID CASCADE [15]

2.1.2. Processi a refrigerante misto

I processi appartenenti a questa categoria utilizzano una miscela di refrigeranti per replicare l’andamento della curva di raffreddamento del gas naturale da temperatura ambiente fino a condizioni criogeniche, limitando il consumo energetico e ottimizzando la performance di scambio termico [13]. Le sostanze utilizzate sono generalmente azoto e idrocarburi come propano, etilene e metano. La soluzione tecnologica più semplice è sicuramente quella del ciclo singolo (Single Mixed Refrigerant – SMR), la cui efficienza risulta inferiore a quella dei più complessi sistemi in cascata, nonostante vari vantaggi quali il minor numero di compressori e scambiatori termici, le minori irreversibilità dovute al migliore accostamento delle curve di temperatura, la possibilità di variare la composizione del refrigerante per far fronte a variazioni

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di condizioni operative. Tuttavia, il ciclo singolo non migliora significativamente la qualità dello scambio termico e, inoltre, la necessità di mettere a punto la miscela al variare delle condizioni operative impone tempi di start-up piuttosto lunghi. A partire dal processo SMR, sono state sviluppate soluzioni tecnologiche più complesse e performanti. Alcune di esse hanno riscontrato grande successo commerciale su applicazioni di grande taglia. Altre sono oggetto di studio per l’implementazione su piccola taglia.

• APCI propane precooled mixed refrigerant process (C3-MR)

Meglio noto come processo C3-MR [15], questo sistema messo a punto da Air Products & Chemicals Inc. (APCI), è impiegato al giorno d’oggi nell’88% degli impianti esistenti per la produzione di GNL. Il processo C3-MR associa ad un ciclo singolo a refrigerante misto un preraffreddamento multistadio a propano [15]. Il gas naturale viene preraffreddato dal ciclo a propano fino a circa -35°C, per poi essere liquefatto e sottoraffreddato a -162°C nello scambiatore criogenico principale, composto da fasci di tubi di piccolo diametro avvolti a spirale, che costituisce il nucleo fondamentale dell’intero sistema. La miscela refrigerante subisce dapprima un preraffreddamento grazie al ciclo a propano; una volta avvenuta la separazione tra fase liquida e fase vapore, i due flussi attraversano lo scambiatore criogenico subendo un ulteriore raffreddamento, per poi essere laminati nelle valvole Joule-Thompson e ricircolati per liquefare il gas naturale.

Questo processo permette di ottenere un’efficienza decisamente più alta rispetto ad un semplice processo SMR (0,45 kWh/kg GNL con gas in ingresso a 20 bar [18]), a scapito di un aumento della complessità tecnologica, del numero di componenti, dei costi di investimento e di gestione. Gli impianti basati sul processo C3-MR sono ideali per capacità produttive molto elevate, raggiungendo in alcuni casi gli 8 milioni di tonnellate di GNL l’anno.

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• Shell and APCI Dual Mixed Refrigerant (DMR)

Il processo DMR [15] è stato sviluppato da Shell e APCI per venire meno ad alcune criticità del processo C3-MR, del quale mantiene la configurazione, sostituendo il propano con una miscela di propano ed etano. Questo permette di superare le limitazioni di taglia del compressore dovute all’impiego di propano puro, migliorando il design e la flessibilità dell’impianto. Il processo DMR è utilizzato nel progetto russo Sakhalin, in cui sono stati realizzati due impianti da 4,8 milioni di tonnellate di GNL all’anno.

FIGURA 2.7:SCHEMA SEMPLIFICATO DEL PROCESSO DMR[15]

• APCI AP-X

Il processo AP-X [15] costituisce un’ulteriore evoluzione del processo C3-MR. Comprende, infatti, oltre al ciclo di preraffreddamento a propano e al ciclo a refrigerante misto, un terzo ciclo di sotto-raffreddamento ad azoto dotato di turbo-espansore. Tale modifica consente di ridurre le portate di propano e miscela refrigerante senza intaccare la produttività del sistema, permettendo la realizzazione di impianti ad elevata capacità. Molti progetti in Qatar questo processo, raggiungendo i 7,8 milioni di tonnellate/anno di GNL prodotte.

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• Black & Veatch Pritchard PRICO process

Il processo PRICO (Poly Refrigerated Integrated Cycle Operation) [13] è uno dei più noti sistemi per la liquefazione di gas naturale a singolo ciclo di refrigerante misto. Sviluppato da Black & Veatch Company negli anni ’50, impiega una miscela di azoto e idrocarburi come metano, etano, propano, butano e pentano, la cui composizione è scelta in modo che la curva di ebollizione segua da vicino l’andamento della curva di raffreddamento e liquefazione del gas naturale. Il refrigerante viene compresso e preraffreddato nello scambiatore principale a piastre alettate; successivamente subisce un’espansione attraverso la valvola Joule-Thompson, raggiungendo la temperatura minima del ciclo; infine, attraversa nuovamente lo scambiatore di calore principale dove evapora provvedendo al preraffreddamento interno del ciclo e alla liquefazione del gas.

Il processo PRICO è il più semplice sistema a refrigerante misto, caratterizzato da compattezza, basso numero di componenti, costi di investimento e gestione operativa contenuti, flessibilità dovuta alla possibilità di regolare la composizione del refrigerante, facendo fronte ad un vasto range di condizioni operative. Tuttavia, la sua efficienza è inferiore a quella dei più articolati sistemi a cicli multipli, come i processi in cascata o il processo C3-MR. Per tali motivi, il processo PRICO viene scelto soprattutto per applicazioni di piccola taglia.

FIGURA 2.9:SCHEMA SEMPLIFICATO DEL PROCESSO PRICO[13]

2.1.3. Processi a espansione di gas

I processi a espansione di gas (Gas Expansion Based) [13-15] impiegano uno o più cicli Brayton inversi in cui il fluido refrigerante viene espanso adiabaticamente tramite turbo-espansori, raggiungendo le condizioni criogeniche necessarie alla liquefazione del gas naturale. I fluidi refrigeranti sono sostanze pure con bassa temperatura di condensazione che non cambiano fase

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lungo il ciclo e consentono, dunque, l’impiego dei turbo-espansori per l’estrazione di lavoro meccanico.

In generale, si possono distinguere cicli chiusi ad azoto e cicli aperti in cui parte del gas di alimentazione è utilizzato come fluido di lavoro.

Anche se l’innovazione tecnologica ha portato ad un innalzamento dell’efficienza dei turbo-espansori attorno all’85%, il consumo specifico di energia di questi processi rimane elevato rispetto alle altre soluzioni sul mercato. La maggiore criticità è riscontrabile nell’eccessiva distanza tra le curve di temperatura del refrigerante e del gas nello scambio termico, specialmente nella “zona calda” dello scambiatore criogenico. Sia l’azoto che il metano, infatti, a causa della loro composizione chimica, funzionano meglio se impiegati come refrigeranti alle temperature più basse.

I processi ad espansione di gas risultano, perciò, poco adatti a impianti di grande taglia, mentre sono stati spesso utilizzati in applicazioni small-scale, come la liquefazione del gas di boil-off (BOG) e il Peak Shaving. Infatti, tali sistemi vantano una buona stabilità al variare delle condizioni operative, tempi rapidi di start-up e shut-down, basso numero di componenti, ridotto ingombro e semplicità di realizzazione e gestione. L’impiego di azoto come refrigerante garantisce, inoltre, economicità e sicurezza.

Di seguito si analizzano brevemente gli schemi principali, citando alcuni studi recenti sul possibile miglioramento delle prestazioni e l’impiego su piccola taglia di questi processi.

• Processo a singola espansione di azoto

Il processo a singola espansione di azoto (Single Nitrogen Expander) [15] è costituito da un semplice ciclo Brayton inverso. L’azoto ad alta pressione attraversa uno scambiatore in cui viene raffreddato dal refrigerante a bassa pressione di ritorno ai compressori; successivamente, l’azoto viene espanso isoentropicamente per abbassarne la temperatura in un turbo-espansore e il lavoro meccanico estratto viene utilizzato per muovere i compressori; l’azoto entra, infine, nello scambiatore criogenico in cui provvede alla liquefazione del gas naturale, per poi ricominciare il ciclo.

I processi a singolo ciclo di azoto hanno efficienza minore rispetto alle altre tecnologie, a causa dell’utilizzo di un refrigerante puro su un ampio range di temperature. Per questo motivo e per la loro semplicità risultano adatti solamente a impianti di piccola taglia.

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FIGURA 2.10:PROCESSO A SINGOLA ESPANSIONE DI AZOTO [15]

• Processo ad espansione di azoto con preraffreddamento

Il crescente interesse nei confronti del settore small-scale ha portato allo studio di diverse tecniche per incrementare l’efficienza dei processi ad espansione di azoto. Una di queste è l’accostamento allo schema base di un ciclo di preraffreddamento con un refrigerante diverso dall’azoto che possa garantire una maggiore efficienza di scambio termico alle temperature più alte.

Yuan et al. [19] hanno messo a punto un processo a singola espansione di azoto con preraffreddamento ad anidride carbonica per la liquefazione del gas naturale implementabile su piccola taglia. A differenza degli idrocarburi, l’impiego della CO2 garantisce vantaggi in termini di sicurezza, compattezza e convenienza, trattandosi di una sostanza non tossica, non infiammabile, non pericolosa per l’ambiente e disponibile a basso costo. Il preraffreddamento di gas naturale e azoto è ottenuto tramite un classico ciclo Joule-Thompson a CO2, allo scopo di ridurre il consumo di energia dell’intero processo.

Il processo è stato simulato tramite software Aspen HYSYS e ottimizzato in termini di consumo specifico di energia; i risultati sono stati messi a confronto con quelli relativi ad altri tre casi: il processo a refrigerante misto con preraffreddamento a propano (C3-MR), il ciclo singolo a espansione di una miscela di azoto e metano (N2-CH4), il processo New SMR proposto da Cao Wensheng [18]. La comparazione è stata effettuata a parità di composizione, portata (4 kmol/h), temperatura (32°C), pressione (48 bar) del gas naturale in ingresso e pressione all’interno del serbatoio di GNL (2 bar).

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FIGURA 2.11:PROCESSO A ESPANSIONE DI AZOTO CON PRERAFFREDDAMENTO A CO2[19]

Dallo studio emerge che il processo C3-MR ha il minor consumo specifico di energia, pari a 0,45 kWh/kg GNL; il processo N2-CH4, che ha la struttura più semplice, presenta il maggior consumo specifico, pari a 1,11 kWh/kg GNL; il New SMR si pone a metà strada tra i suddetti, con un consumo di 0,51 kWh/kg GNL, e tenta di unire l’efficienza del primo alla semplicità del secondo, prevedendo, però, una maggiore complessità nella preparazione e nell’accumulo della miscela refrigerante; il processo in esame richiede 0,62 kWh/kg GNL, un consumo molto minore del processo N2-CH4, rispetto al quale richiede una complicazione del sistema piuttosto ridotta. Inoltre, l’utilizzo di azoto e anidride carbonica su circuiti indipendenti non rende necessaria la preparazione e la regolazione di miscele ed è garanzia di sicurezza ed economicità.

He e Ju [20] hanno studiato gli effetti del preraffreddamento sul processo a espansione d’azoto, sperimentando come refrigeranti propano e R104a. Per mezzo del software Aspen HYSYS, le due configurazioni sono state ottimizzate, impostando come obbiettivo la minimizzazione del consumo specifico di energia, a parità di composizione e condizioni del gas naturale in ingresso (20°C, 30 bar), tasso di liquefazione (95%) e pressione del serbatoio di GNL (2 bar). Confrontando i risultati con quelli del caso senza preraffreddamento, è emerso che i processi con preraffreddamento a R104a e a propano permettono di ridurre il consumo specifico di energia del 22,74% e del 20,02% rispettivamente. Negli schemi con preraffreddamento, infatti, le curve di riscaldamento e raffreddamento che rappresentano lo scambio termico si mantengono più vicine tra loro, riducendo le irreversibilità. Inoltre, si abbassa la portata di azoto necessaria e, di conseguenza, il consumo di energia.

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• Processo a doppia espansione di azoto

Il principale difetto del processo a singola espansione di azoto è che tutto il refrigerante viene espanso alla temperatura più bassa e utilizzato su un range molto ampio di temperatura. Questo comporta notevoli irreversibilità che, unite all’elevata potenza richiesta dai compressori, sono causa della scarsa efficienza.

I processi a doppia espansione di azoto (Dual Nitrogen Expander), proposti per ovviare a tale problema, prevedono due espansori disposti “in cascata” che operano a diversi rapporti di espansione. Solo una parte del refrigerante viene espansa fino a bassa pressione raggiungendo la temperatura minima, mentre una seconda parte più abbondante viene portata ad un livello di pressione medio e impiegata per il preraffreddamento. In questo modo si riducono le irreversibilità di scambio termico e la potenza assorbita dai compressori, migliorando l’efficienza globale del processo.

Molti studi hanno individuato questo tipo di sistema come quello più adatto ad applicazioni offshore, di produttività compresa tra 1 e 2 milioni di tonnellate di GNL l’anno [21].

Khan et al. [22] hanno simulato e ottimizzato i cicli a singola e doppia espansione di azoto tramite software Aspen HYSYS, confrontando i risultati ottenuti nei due casi. Lo schema del processo a doppia espansione proposto è riportato in figura 2.12.

FIGURA 2.12:PROCESSO A DOPPIA ESPANSIONE DI AZOTO [22]

Si possono individuare due cicli a differenti livelli di pressione. Nel primo ciclo circa l’80% della portata totale di azoto attraversa l’espansore a basso rapporto di pressione (100 bar → 31 bar) ed entra nello scambiatore di calore a -85°C, provvedendo al preraffreddamento del gas naturale; nel secondo ciclo, il 20% d’azoto rimanente attraversa l’espansore ad alto rapporto di

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pressione (100 bar → 15 bar) e viene impiegato per il sotto-raffreddamento del gas naturale, entrando nello scambiatore a -153°C; in entrambi i cicli, il refrigerante viene preraffreddato prima dell’espansione (a -24,99°C nel ciclo di media pressione e a -77,56°C nel ciclo a bassa pressione). Lo studio in questione, volto alla minimizzazione dell’energia impiegata per la compressione, ha rilevato un consumo specifico di 0,5007 kWh/kg GNL per il processo a doppia espansione e di 0,7449 kWh/kg GNL per il processo a singola espansione, considerando il gas naturale in ingresso a 50 bar e 30°C. I maggiori costi, dovuti all’impiego di un secondo espansore e alla complicazione introdotta nello schema del ciclo, vengono quindi compensati dal risparmio di energia.

I già citati He e Ju [23] hanno proposto un processo a espansione d’azoto con espansori disposti “in parallelo” per impianti small-scale realizzato in modalità skid-mounted, ovvero costituito da una combinazione di elementi trasportabili singolarmente. In particolare, il sistema è pensato per la liquefazione del “gas associato”, ovvero il gas naturale liberato durante l’estrazione del petrolio. Lo schema si differenzia da quello classico, in cui gli espansori sono in cascata, con lo scopo di ridurre la differenza media di temperatura negli scambiatori di calore e incrementare ulteriormente l’efficienza.

FIGURA 2.13:PROCESSO A DOPPIA ESPANSIONE DI AZOTO CON ESPANSORI “IN PARALLELO”[23]

Nello schema si nota la presenza di un separatore per la rimozione delle componenti pesanti dal gas naturale e un sistema di recupero di calore dal gas di boil-off. Come nel processo a doppia espansione studiato da Khan, la portata di azoto ad alta pressione viene suddivisa in due parti; la prima attraversa l’espansore E-1; la seconda, più consistente, subisce un preraffreddamento nello scambiatore HEX-2, attraversa l’espansore E-2, raggiungendo la temperatura minima del ciclo, e rientra nello scambiatore HEX-2, dove provvede alla refrigerazione; a questo punto le due portate si riuniscono e attraversano entrambi gli scambiatori HEX-2 e HEX-1, per poi far ritorno alla serie di compressori inter-refrigerati.

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Considerando una portata di 2083 Nm3_{/h di gas naturale in ingresso a 5 bar e 32°C,} l’ottimizzazione del ciclo conduce ad un consumo specifico di energia minimo di 0,7376 kWh/kg GNL. Dal confronto con il processo a singola espansione di azoto studiato da Li e Ju [21] e il processo ad espansione di azoto con preraffreddamento a R104a proposto dagli stessi He e Ju in uno studio precedentemente citato, risulta una riduzione del consumo specifico di energia del 16,6% e del 6,2% rispettivamente.

2.2. La micro-liquefazione

Negli ultimi anni, l’aumento dei rischi economici connessi alla realizzazione di impianti di grande taglia per la produzione di GNL ha progressivamente disincentivato gli investitori a finanziare questo tipo di progetti. Al contrario, l’interesse verso impianti di medio-piccola taglia (produzione minore di 1000 tonnellate di GNL al giorno) ha assistito ad una rapida crescita.

La scelta del migliore processo di liquefazione in un contesto small-scale si basa su parametri diversi dall’efficienza, elemento chiave dei grandi impianti [24-25-26]. In particolare, sono essenziali: • Semplicità e compattezza; • Sicurezza; • Facilità di gestione; • Economicità; • Affidabilità;

Le soluzioni tecnologiche adottate negli impianti di piccola taglia esistenti sono i processi a ciclo singolo con refrigerante misto (SMR), di cui un esempio è il processo PRICO, e i processi a espansione di azoto, nelle diverse configurazioni descritte nei paragrafi precedenti. Nella tabella riportata di seguito si mettono a confronto queste alternative, sottolineando punti di forza e debolezza delle due soluzioni [27].

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24 Single Mixed Refrigerant Espansione di azoto

Efficienza

Buon consumo specifico di energia grazie alle minori irreversibilità di scambio termico.

Maggiore consumo specifico di energia (+30%) con ciclo singolo. Migliorabile con preraffreddamento o configurazione DNE (+15%). Flessibilità

Necessità di regolare la composizione del refrigerante in base a composizione del gas e condizioni operative.

Flessibilità rispetto a composizione del gas

in ingresso e condizioni operative. Tubazioni

Portate volumetriche ridotte grazie al passaggio di refrigerante allo stato liquido.

Il refrigerante sempre in fase gassosa permette l’impiego di turbo-espansori, ma necessità di tubi di diametro maggiore. Pressione Pressioni minori (40 bar). Pressioni maggiori (70 bar) per

contenere il diametro dei tubi. Storage Serbatoi di azoto e

idrocarburi (C2-C5).

Solo serbatoio di azoto.

Perdite

Le perdite sono un rischio per la sicurezza e l’ambiente. Servono guarnizioni ermetiche o sistemi di recupero delle perdite di refrigerante (non convenienti nello small-scale).

Le perdite sono “solo” perdite di efficienza. Impiego di soluzioni standard (tenute a labirinto o ad anello di carbonio).

Regolazione

Difficile regolazione a causa del sistema bifase. Si riduce la pressione in uscita dai compressori o si aprono le valvole di ricircolo (parzializzazione del carico fino al 50%). Regolazione attraverso variazione di portata di refrigerante (parzializzazione del carico fino al 30%). Tempi

Tempi di passaggio da stand-by a pieno carico doppi rispetto ai processi ad azoto.

Passaggio veloce da stand-by a pieno carico.

Modalità d’impiego

Adatto a impieghi con alto numero di ore equivalenti di funzionamento.

Adatto a impieghi con basso numero di ore equivalenti di funzionamento.

Sicurezza Bassa sicurezza dovuta all’uso di idrocarburi.

Alta sicurezza grazie all’impiego di azoto.

TABELLA 2.1:PRINCIPALI TECNOLOGIE PER IMPIANTI SMALL-SCALE A CONFRONTO

2.2.1. Processi a refrigerante interno

Oltre ai processi di liquefazione basati su cicli a refrigerante esterno, in alcuni studi vengono proposti cicli a refrigerante interno per l’impiego in impianti di piccola taglia, nei quali è il gas naturale stesso a fluire nel circuito di refrigerazione.

Tali schemi sono mutuati dai settori della liquefazione di azoto, idrogeno ed elio e risultano interessanti per la loro intrinseca semplicità realizzativa e operativa. Tuttavia, la minore efficienza rispetto ai complessi sistemi a cascata o a refrigerante misto ne ha scoraggiato

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l’impiego nei grandi impianti. Inoltre, per applicazioni small-scale sono stati preferiti i processi a espansione di azoto, caratterizzati da alta sicurezza e affidabilità, fondamentali, ad esempio, in impieghi off-shore. Per tali motivi, sono ancora pochi gli studi che hanno preso in considerazione l’impiego di questo tipo di processi per la produzione di GNL.

• Processo Linde-Hampson

Il processo Linde-Hampson [28] prevede uno schema semplice e un ridotto numero di componenti. Il gas naturale in ingresso viene compresso e raffreddato a temperatura ambiente; successivamente, attraversa lo scambiatore di calore in cui è ulteriormente raffreddato dal vapore ricircolato dal separatore di fase; quindi, la valvola Joule-Thompson espande il gas fino a pressione ambiente completando la liquefazione; nel separatore di fase dalla miscela liquido-vapore viene estratto il GNL, mentre il liquido-vapore è fatto ricircolare; un sistema di reintegro provvede al ripristino della portata di gas naturale.

Per la natura del processo, non tutto il gas naturale viene liquefatto; la frazione di GNL è un parametro chiave nello studio di questo tipo di schemi e dipende dalle condizioni iniziali del gas e dall’entalpia del fluido dopo la compressione. Inoltre, si sottolinea l’importanza dello scambio termico “interno”: affinché la valvola J-T possa espandere il gas con conseguente riduzione di temperatura, il fluido deve essere prima raffreddato sotto la soglia di inversione, per non incorrere nell’effetto contrario.

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Il processo Linde-Hampson, secondo quando riportano Articoni e Polonara [29], ha un consumo specifico di 2,10 kWh/kg GNL, significativamente più alto rispetto al ciclo Claude (analizzato di seguito). Miglioramenti in termini di efficienza possono essere ottenuti inserendo un preraffreddamento esterno oppure un doppio livello di pressione, aumentando però la complessità del sistema, il numero dei componenti e il costo d’investimento.

• Processo Claude

Il processo Claude [28] rappresenta un’evoluzione del processo Linde-Hampson e si basa sull’introduzione di un turbo-espansore e la ripartizione dello scambio termico interno su tre scambiatori in serie.

Dopo la fase di compressione e post-refrigerazione, il fluido attraversa lo scambiatore di preraffreddamento; la portata di gas viene, quindi, suddivisa in due: una parte raggiunge il turbo-espansore, in cui subisce un’espansione isoentropica producendo lavoro meccanico, mentre l’altra è raffreddata nel secondo scambiatore ed espansa nella valvola J-T; la miscela liquido-vapore entra nel separatore di fase, dove viene estratto il GNL e ricircolato il vapore; a questo punto le due portate si ricongiungono in un unico flusso, che attraversa gli scambiatori di calore e fa ritorno al compressore; la portata totale viene ripristinata grazie ad un sistema di reintegro. Un parametro chiave nello studio del processo Claude è la frazione di portata destinata alla valvola J-T rispetto alla portata totale compressa, la cui ottimizzazione dipende strettamente dalla pressione operativa.

FIGURA 2.15:SCHEMA DEL CICLO CLAUDE

L’efficienza del ciclo Claude è superiore a quella del ciclo Linde-Hampson (1,08 kWh/kg GNL e 2,10 kWh/kg GNL rispettivamente, a parità di condizioni del gas in ingresso [30]), poiché l’utilizzo del turbo-espansore permette di ridurre le irreversibilità prodotte dall’espansione isoentalpica nella valvola J-T e di estrarre lavoro meccanico utile a muovere il compressore, riducendo la spesa energetica.

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• Varianti del processo Claude: Kapitza, Heylandt e Collins

Per la liquefazione dell’aria vengono spesso utilizzate due varianti del processo Claude originale: i processi Kapitza e Heylandt. Il primo introduce elimina semplicemente dallo schema Claude lo scambiatore di bassa temperatura; il secondo è un sistema di liquefazione ad alta pressione (200 bar) in cui lo scambiatore di calore ad alta temperatura viene eliminato e il fluido entra nel turbo-espansore a temperatura ambiente, con vantaggi in termini di lubrificazione e funzionamento dell’espansore [28].

FIGURA 2.16:SCHEMA DEL CICLO KAPITZA (SOPRA) E SCHEMA DEL CICLO HEYLANDT (SOTTO)

Il processo Collins [28] rappresenta un’estensione del processo Claude e viene utilizzato principalmente negli impianti di liquefazione dell’elio. Lo schema prevede cinque scambiatori di calore e da due a sei turbo-espansori, in base alla portata da trattare e alla pressione operativa.

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3. Processi a refrigerante interno: simulazione e analisi

Nel precedente capitolo sono stati introdotti e descritti brevemente i sistemi per la liquefazione di gas naturale più diffusi nel settore, sottolineando per ognuno di essi vantaggi e svantaggi, tipo di applicazione e migliore range di taglia. In questo capitolo, l’attenzione si concentrerà sugli impianti small-scale, argomento centrale di questo elaborato, e, in particolare, su schemi di processo a refrigerante interno, in cui il gas naturale è liquefatto in modo “diretto”, senza l’impiego di un fluido refrigerante secondario. Dopo una breve parentesi per introdurre i concetti fondamentali della criogenia, si procederà alla simulazione del ciclo Claude e delle sue evoluzioni tramite il software Aspen HYSYS, per poi passare all’elaborazione e alla simulazione di nuovi schemi di processo.

3.1. Cenni di criogenia

La criogenia può essere definita come la scienza che studia la produzione di bassissime temperature [28-31]. Per convenzione si parla di criogenia per temperature inferiori a 123 K (-150 °C), mentre per valori superiori a tale soglia si rimane nell’ambito della refrigerazione. Tale distinzione deriva da motivazioni storiche: fino alla fine del secolo scorso erano detti gas criogenici, o “gas permanenti”, quelle sostanze che si pensava non fosse possibile ricondurre allo stato liquido, per motivazioni dovute allo stato immaturo delle conoscenze e delle tecnologie allora esistenti. Avendo, infatti, una temperatura critica molto inferiore alla temperatura ambiente, risultava impossibile liquefare tali sostanze per solo effetto di pressione.

Criogenia Refrigerazione Ossigeno (90,19 K) R134a (246,8 K) Azoto (77,36 K) R12 (243,3 K) Aria (78,6 K) R22 (233 K) Idrogeno (20,39 K) Butano (272,7 K) Elio (20,39 K) Propano (231,1 K) Metano (111,42 K) Etano (184 K)

TABELLA 3.1:TEMPERATURA DI EBOLLIZIONE NORMALE DEI GAS [28]

Tra i gas criogenici vi sono sicuramente l’aria e le sue componenti, l’ossigeno, l’azoto, l’elio, l’idrogeno, l’argon, ma anche il metano, di cui il gas naturale è composto in prevalenza. Essendo aria e gas naturale miscele di diverse sostanze, il passaggio dallo stato gassoso allo stato liquido avviene su un intervallo di temperatura, compreso tra la temperatura di rugiada e