Capitolo 7
Attività sperimentale
7.1 Conduzione delle prove sperimentali
La campagna sperimentale, che ha avuto luogo tra giugno 2009 e dicembre 2010, si è articolata sulle seguenti fasi:
1. messa a punto delle modifiche dell’impianto;
2. avviamento dell’impianto e prove di esercizio con pellet di legno; 3. prove di esercizio con miscele al 30% fanghi e 70% pellet (in peso); 4. prove di esercizio con miscele al 70% fanghi e 30% pellet (in peso); 5. prove di esercizio con fanghi;
6. rielaborazione parametrizzazione dei risultati.
Una volta terminata la messa a punto dell’impianto, si è ritenuto opportuno, in fase di avviamento, testarlo con una biomassa tradizionale quale appunto il pellet di legno. L’abbondanza di dati reperibili in letteratura, circa la gassificazione di biomassa legnose, ha permesso di valutare efficacemente le prestazioni dell’impianto, al fine di trovare le migliori condizioni operative.
I risultati ottenuti con il pellet costituiscono inoltre un buon termine di paragone per stimare la fattibilità e l’efficacia del processo di gassificazione dei fanghi.
Ultimata la fase di avviamento, si è passati all’impiego di miscele di pellet e fanghi, per avere un passaggio graduale tra le due biomasse processate e studiare, allo stesso tempo, gli effetti che l’aggiunta di fanghi provoca nella gassificazione di biomasse legnose. Da un’attenta analisi della letteratura (Capitolo 4) era infatti emersa una carenza di studi circa la co-gassificazione di fanghi e biomasse tradizionali.
Terminate le prove sull’impianto sono stati analizzati i risultati ottenuti per poter effettuare una parametrizzazione del processo di gassificazione, dal punto di vista delle variabili operative e della composizione del syngas prodotto.
Parallelamente alla sperimentazione sul campo sono state condotte analisi di laboratorio, con i metodi presentati nel Capitolo 6, al fine di:
1. caratterizzare le biomassa processate;
2. caratterizzare i rifiuti generati dal processo di gassificazione.
Nei seguenti paragrafi saranno esposte nel dettaglio le varie fasi che hanno composto la campagna sperimentale.
7.2 Caratterizzazione delle biomasse processate
7.2.1 Risultati dell’analisi immediata
Dall’analisi immediata sono stati ottenuti i risultati riportati in Tabella 7.1.
Tabella 7.1: Analisi immediata di pellet di legno e fango, su base umida
Analisi immediata (% w/w, wet) Fango Pellet di legno
Umidità 20.0 8.0
Materia volatile 44.0 74.1
Ceneri 30.9 0.7
Carbonio fisso (per differenza) 5.1 17.2
Andando a confrontare i risultati ottenuti si osserva che:
- il fango in esame presenta un tenore di umidità, circa il 20%, superiore a quello del pellet, che presenta un’umidità di ~8%;
- il fango esaminato ha un contenuto di ceneri, circa il 30,9%, nettamente al di sopra dei valori del pellet (0,7%);
- il campione di fango ha un contenuto di volatili, su base umida, intorno al 44%, inferiore rispetto a quello del pellet, pari all’74,1%;
- il contenuto di carbonio fisso del fango risulta inferiore a quello del pellet: si trova infatti un valore del 5,1% per il primo e del 17,2% per il secondo.
Dai valori di tali parametri è tuttavia possibile ritenere tale fango idoneo a essere alimentato ad un processo di gassificazione.
7.2.2 Risultati dell’analisi elementare
Dall’analisi elementare sono stati ottenuti i risultati riportati in Tabella 7.2 (% in peso su base secca).
Tabella 7.2: Analisi elementare di pellet di legno e fango (% in peso su base secca)
Analisi elementare (% w/w, dry) Fango Pellet di legno
Carbonio 31,5 48,9
Idrogeno 5,0 6.2
Azoto 4,4 < 0.1
Zolfo 1,1 < 0.1
Ossigeno (per differenza) 19,4 44.2
Il valore del contenuto di carbonio del fango, pari a 31,5%, è inferiore rispetto a quello del pellet, che è del 48,9%; tuttavia, confrontando la composizione su base secca e priva di ceneri dei due campioni (Tabella 7.3), la frazione organica delle due biomasse risulta paragonabile.
Tabella 7.3: Analisi elementare di pellet di legno e fango (% in peso su base secca priva di ceneri)
Analisi elementare (% w/w, daf) Fango Pellet di legno
Carbonio 51.2 49.3
Idrogeno 8.2 6.2
Azoto 7.1 < 0.1
Zolfo 1.7 < 0.1
Ossigeno (per differenza) 31.8 44.5
7.2.3 Risultati analisi TG
L’analisi TG è stata applicata per studiare l’evolversi della fase di pirolisi durante il trattamento termico. Tale tecnica ha fornito importanti informazioni sulla devolatilizzazione dei campioni e ha permesso l’identificazione delle specie maggiormente volatili e il loro range tipico di temperatura di rilascio, tramite misurazioni continue.
Osservando la curva TG del pellet, riportata in Figura 7.1, si nota come la maggiore perdita in peso si abbia intorno ai 300÷400°C.
Per il fango, come si vede in Figura 7.2, la maggiore perdita in peso termina invece nell’intervallo di temperatura 480-510°C ed è seguita da una lenta e continua perdita ulteriore. 100 200 300 400 500 600 700 800 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 0 2 4 6 8 10 12 14 16 18 20 Temperatura (°C) D T G ( % /m in ) P e s o r e s id u o ( % )
Figura 7.1: Curva TG del pellet di legno
100 200 300 400 500 600 700 800 30 40 50 60 70 80 90 100 0,0 0,5 1,0 1,5 2,0 2,5 Temperatura (°C) D T G ( % /m in ) P e s o r e s id u o ( % )
Nelle curve TG è possibile individuare un primo stadio, detto di devolatilizzazione primaria, e un secondo stadio, definito devolatilizzazione secondaria, che può essere attribuito alla degradazione delle specie chimiche più pesanti.
I parametri caratteristici della devolatilizzazione, riportati in Tabella 7.4, sono:
a. Temperatura di Stabilità termica (Tonset), corrispondente ad una perdita in peso del 5% rispetto alla perdita in peso finale;
b. Temperatura di massima velocità di devolatilizzazione (Ta);
c. Temperatura finale di devolatilizzazione primaria, definita come la temperatura corrispondente all’intersezione della tangente alla curva DTG nella devolatilizzazione primaria e secondaria (Tb);
d. Sostanze volatili rilasciate.
Tabella 7.4: Valori dei parametri caratteristici della devolatilizzazione Biomassa Tonset (°C) Ta (°C) Tb (°C) SV (% w/w SS)
Pellet di legno 212 372 - 80,46
Fango 143 315 480 57,43
Dalla Tabella 7.4 si può osservare come la Tonset e la Ta del fango siano la prima superiore e la seconda inferiore a quelle registrate per il pellet di legno.
Per i fanghi si può anche affermare che la lenta e continua perdita in peso successiva evidenzia la presenza di una devolatilizzazione primaria, in cui viene perso più del 70% del campione, e una devolatilizzazione secondaria.
7.2.4 Altre caratteristiche fisiche
In Tabella 7.5 si riportano le altre caratteristiche fisiche di interesse delle biomasse processate. Il potere calorifico superiore (HHV) è stato misurato sperimentalmente tramite bomba calorimetrica mentre il potere calorifico inferiore (LHV) è stato ricavato sulla base del contenuto di idrogeno su base secca. Le temperature caratteristiche di fusione delle ceneri, utilizzate come indice della tendenza del sistema di gassificazione ad essere soggetto a fenomeni di sinterizzazione ed agglomerazione del residuo solido, sono state misurate tramite test di laboratorio in atmosfera riducente (60% CO, 40% CO2), in accordo al metodo ASTM D 1857.
Tabella 7.5: Altre caratteristiche fisiche di pellet di legno e fango
Caratteristica Sewage sludge Wood Pellets
Geometria delle particelle
Diametro medio (mm) 5 5 Lunghezza media (mm) 11 10 Densità bulk (kg/m3) 550 700 Poteri calorifici HHV (MJ/kgdry) 15.0 18.3 LHV (MJ/kgdry) 12.0 16.7
Temperatura di fusione delle ceneri
Deformazione iniziale (C°) Rammollimento(°C) Emisferica (°C) 1010 1185 1215 1394 1400 1408 Fusione (°C) 1425 1500
7.3 Messa a punto dell’impianto pilota
L’impianto allo stato attuale presenta la configurazione descritta nel Capitolo 5. Tuttavia per arrivare a tale assetto sono state necessarie delle modifiche finalizzate a risolvere i problemi che si erano presentati durante la precedente sperimentazione. Tali problemi e i relativi interventi eseguiti per risolverli sono descritti nei paragrafi successivi.
7.3.1 Interventi sulla sezione di alimentazione
Il volume della tramoggia di carico D01 è stato aumentato per poter contenere una quantità di biomassa maggiore e quindi prolungare la durata dell’esercizio. È stato inoltre predisposto l’allarme di minimo LTI01 (Figura 7.4) per segnalare lo svuotamento della tramoggia.
Figura 7.3: Veduta complessiva dell’impianto pilota utilizzato nella
Figura 7.4: Confronto tra la tramoggia usata nella precedente sperimentazione (sx)
e quella attualmente presente sull’impianto (dx)
7.3.2 Interventi sul reattore
Incremento dell’altezza della zona di reazione
La distanza che separa la griglia dall’imbocco della coclea è stata incrementata (Figura 7.5), in modo da poter lavorare con un’altezza del letto di circa 1 m: si ottiene così un potenziale rapporto altezza letto-diametro reattore pari a 6, valore che rientra nel range tipico (da 4 a 8). Una zona di reazione più alta consente inoltre di lavorare con letti più alti con un’adeguata suddivisione delle zone di reazione.
Installazione di un sistema di misura della temperatura del letto
La zona di gassificazione è stata dotata, lungo la sua altezza, di 8 termocoppie (TIR01-TIR08) per la rilevazione del profilo termico del letto di reazione (Figura 5.5).
Movimentazione automatica della griglia
Il pettine ad azione manuale, per lo smaltimento delle ceneri sulla griglia, è stato sostituito con uno automatico ad azione pneumatica (A02), comandabile a quadro (Figura 7.6).
Figura 7.6: Precedente sistema manuale (sx) e nuovo sistema pneumatico (dx)
di movimentazione della griglia
7.3.3 Sistema di recupero termico
È stato disabilitato il precedente scambiatore adibito al preriscaldamento della biomassa, in controcorrente con i fumi uscenti dal reattore (Figura 7.7). La scelta è stata dettata dal fatto che la biomassa trattata contiene un’elevata percentuale di volatili (circa l’80%), che si libererebbero tutti nella coclea senza prendere parte alle reazioni di gassificazione.
È stato invece predisposto, nonostante su scala pilota non sia strettamente necessario, un nuovo sistema di recupero del calore dei fumi uscenti dal reattore: questi fluiscono in controcorrente con l’aria in ingresso da preriscaldare in uno scambiatore a doppio tubo coibentato (Figura 5.4). Questo accorgimento permette quindi di recuperare il contenuto termico dei gas in uscita aumentando l’efficienza energetica del processo.
Figura 7.7: Scambiatore di calore a doppio tubo per il preriscaldamento
della biomassa (disabilitato)
7.3.4 Interventi sulla sezione di depurazione syngas
Decantatore D05
Questa apparecchiatura era, in precedenza, posizionata a valle dello scrubber C01 (Figura 7.3) e funzionava da separatore di liquido trascinato. Nella nuova configurazione (Figura 5.8) è stata collocata a monte del suddetto scrubber, e funziona da decantatore: in essa infatti il syngas si disingaggia dall’acqua di lavaggio del venturi, che viene poi convogliata, mediante una tubazione, nel serbatoio di accumulo D02.
Separazione circuiti acqua di lavaggio
Il circuito dell’acqua di lavaggio è stato suddiviso in due circuiti indipendenti (Figura 7.8): la pompa G01 alimenta l’acqua di ricircolo del decantatore D05, dal serbatoio D02 al venturi scrubber; la pompa G02 ricircola l’acqua dal fondo alla testa dello scrubber C02. Con questa soluzione il syngas uscente dal reattore viene lavato due volte con acqua progressivamente più pura, in modo da incrementare l’efficienza di abbattimento di tar e impurezze.
Figura 7.8: Sezione di depurazione syngas con evidenziati i due circuiti di lavaggio
Filtro venturi scrubber
Sulla mandata della pompa G01, per proteggere l’ugello venturi (da 20 µm) da eventuali impaccamenti, è stato previsto il filtro in acciaio inox F01 da 60 µm (Figura 7.9).
Figura 7.9: Filtro in acciaio inox F01
Affinamento pulizia finale
Il ventilatore P01 è stato rialzato da terra e posizionata su di un supporto, in modo da favorire lo scarico per gravità dell’acqua trascinata e delle condense nel serbatoio D03 (Figura 7.10), dal quale poi vengono scaricate durante la manutenzione. Con questo accorgimento si limita il contenuto di umidità nel syngas prodotto.
Sul ramo di aspirazione del ventilatore è stato inoltre collocato il filtro F03, che serve per trattenere eventuali impurezze e trascinati (Figura 7.10)
Figura 7.10: Sezione finale di depurazione del syngas
7.3.5 Interventi di automazione
In vista di una maggiore automatizzazione dell’impianto, e di una sua possibile industrializzazione, sono stati predisposti i seguenti indicatori ed allarmi:
• flussometro FTIR02, con indicatore in campo e a quadro che, posizionato sul ramo di mandata del ventilatore, misura la portata di syngas in uscita dall’impianto (Figura 7.11);
• misuratore di pressione PTIR01, con indicatore a quadro, che misura la depressione tra l’ingresso dell’aria e il punto in cui è collocato, vale a dire a valle del decantatore D05;
• manometri PI02 e PI03, rispettivamente a monte e a valle del ventilatore; • termocoppie TIR09, 10, 12, 13, 16 sulla linea del syngas a valle del reattore; • termocoppie TIR14 e 15 rispettivamente posizionate nel serbatoio di accumulo
dell’acqua di lavaggio D02 e nello scrubber C01;
• termocoppia TIR11 sulla linea dell’aria in ingresso al reattore;
FILTRO F03
SERBATOIO D03
• allarmi di alto e basso livello nelle principali apparecchiature: LTI03 (basso) per il serbatoio D02; LTI04 (alto) per il decantatore D05; LTI05 (alto) ed LTI6 (basso) per lo scrubber C01.
Figura 7.11: Flussimetro FTIR02 sulla linea di uscita del syngas
7.4 Conduzione delle prove sperimentali
La conduzione dell’impianto può suddividersi in tre fasi principali: 1. accensione dell’impianto;
2. gestione dello stazionario; 3. spegnimento dell’impianto.
Tali fasi verranno di seguito descritte nel dettaglio.
7.4.1 Accensione dell’impianto
L’accensione dell’impianto consta in una serie di operazioni finalizzate a raggiungere nel reattore una temperatura tale da rendere il processo autotermico.
Questa fase si articola nel modo seguente:
- riempimento con la biomassa e chiusura della tramoggia;
- caricamento nel reattore di un letto iniziale di altezza pari a ~25 cm;
- collegamento alla rete elettrica e accensione del quadro di gestione dei comandi; - accensione del ventilatore al massimo della portata d’aria;
- accensione delle pompe dei circuiti di lavaggio dello scrubber e del venturi scrubber;
- riscaldamento della colonna mediante l’utilizzo di una fiamma alimentata a GPL fino ad una temperatura di circa 120°C (TIR01);
- spegnimento della fiamma nel momento in cui la temperatura nel gassificatore inizia a salire velocemente da sola, segno che le reazioni di combustione della biomassa si sono innescate;
- accensione della coclea ad un numero di giri tale da evitare che il letto di biomassa si esaurisca velocemente a causa dell’elevata portata di aria in ingresso;
- chiusura del bocchettone ausiliario necessario all’immissione della fiamma, solitamente quando la temperatura della termocoppia TIR01 segna ~400°C; così facendo l’aria entra solamente dal manicotto a cui è collegato il flussimetro e quindi risulta possibile controllare la portata d’aria in ingresso.
7.4.2 Gestione dello stazionario
Lo scopo di questa fase della prova è quello di riuscire a mantenere costanti le condizioni operative sia per stabilizzare e ottimizzare il processo sia per rendere significative le analisi sul gas prodotto.
Questa fase si articola nel modo seguente.
- Una volta raggiunta la temperatura di circa 900÷1000°C, in corrispondenza della termocoppia sopra la griglia (TIR01), si agisce sul numero di giri della coclea per alimentare la portata di biomassa voluta.
- Si agisce sul numero di giri del ventilatore in modo tale da ottenere la portata d’aria in ingresso richiesta dal processo di gassificazione per la portata di biomassa alimentata.
- Si mantiene costante il numero di giri del ventilatore e la portata di biomassa operando con un controllo manuale del processo; questa condizione porterebbe ad una diminuzione della portata di aria in ingresso, a causa di un aumento delle perdite di carico conseguenti ad un innalzamento del letto di biomassa, dovuta alla formazioni di ponti da parte delle ceneri tra le asole della griglia. Per evitare ciò si agisce azionando il pettine della griglia; questa operazione favorisce lo smaltimento delle ceneri e riduce nuovamente le perdite di carico, permettendo di mantenere la portata d’aria al valore desiderato.
PID che agisce sul numero di giri del ventilatore. Agendo in questo modo comunque è sempre necessario movimentare il pettine della griglia per evitare la variazione dell’altezza del letto.
Dopo queste operazioni la temperatura non subisce significative variazioni e si stabilizza intorno ad un valore costante; lo stato stazionario è quindi raggiunto.
7.4.3 Spegnimento dell’impianto
Una volta effettuate le analisi allo stato stazionario desiderato si procede allo spegnimento dell’impianto, che prevede la seguente procedura.
- Spegnimento del motore della coclea.
- Incremento della portata di aria in ingresso per favorire la combustione totale della biomassa residua all’interno del gassificatore; in questa fase è necessario agire sul pettine della griglia per garantire la caduta delle ceneri.
- Spegnimento del ventilatore quando la temperatura è scesa al di sotto dei 200°C. - Spegnimento delle pompe del venturi scrubber e dello scrubber.
- Spegnimento del quadro di gestione dei comandi e scollegamento dalla rete elettrica.
7.5 Calibrazione degli strumenti di analisi
7.5.1 Introduzione
La calibrazione degli strumenti d’analisi, la cui configurazione risulta quella presentata al Capitolo 6 (par. 6.8.2), è stata necessaria per calcolare le concentrazioni dei composti d’interesse nel gas prodotto dalla gassificazione.
Considerati i composti principali presenti nel syngas, sono state impiegate bombole aventi le seguenti composizioni:
- 10% H2 in azoto; - 20% CO in azoto; - 20% CH4 in azoto; - 20% CO2 in azoto.
Tali bombole sono state necessarie per ottenere delle specifiche concentrazioni di ogni composto mediante una opportuna diluizione con azoto. Le miscele così ottenute sono
state analizzate mediante il gas-cromatografo per ottenere delle curve di calibrazione espresse come area del picco rivelato in funzione della concentrazione della miscela. Dall’analisi delle curve di calibrazione è stata rilevata una dipendenza lineare dell’area del picco rispetto alla concentrazione per tutti i composti; per questo è stato scelto il metodo della taratura diretta descritto nel Capitolo 6 (par. 6.6.4).
Utilizzando tale metodo è stata calcolata la concentrazione di ciascun composto nel syngas impiegando la seguente relazione:
bombola bombola campione campione Area ione Concentraz Area ione Concentraz = ⋅
Oltre a questi composti sono stati presi in considerazione anche alcuni idrocarburi che sono stati rilevati sia dai detector del gas-cromatografo sia dallo spettrometro di massa; tali idrocarburi sono etano, etilene e acetilene. Tra questi, è stata calcolata solo la concentrazione dell’etilene, utilizzando una bombola contenente l’1% di C2H4. Gli altri due idrocarburi non sono stati monitorati quantitativamente, in quanto presenti in modeste quantità.
7.5.2 Cromatogrammi di calibrazione
Sono di seguito riportati i cromatogrammi relativi alla calibrazione dei composti principali presenti nel syngas. Ognuno di essi è caratterizzato da due picchi: uno relativo all’azoto che presenta sempre lo stesso tempo di ritenzione (Tr = 4,80 minuti), l’altro relativo al composto d’interesse. A titolo esemplificativo si riportano soltanto i cromatogrammi rilevati al TCD.
Figura 7.12: Cromatogramma di calibrazione dell’idrogeno al 10 %
Come si può notare in Figura 7.12 il tempo di ritenzione dell’idrogeno è 3 minuti.
Figura 7.13: Cromatogramma di calibrazione del monossido di carbonio al 20 %
In questo caso il tempo di ritenzione del CO è 5,5 minuti (Figura 7.13).
H2 N2
N2
Figura 7.14: Cromatogramma di calibrazione del metano al 20 %
Il tempo di ritenzione del metano è 10,2 minuti (Figura 7.14).
Figura 7.15: Cromatogramma di calibrazione dell’anidride carbonica al 20 %
Il tempo di ritenzione della CO2 è 13 minuti (Figura 7.15).
Si riporta inoltre a titolo esemplificativo un cromatogramma ricavato dal TCD relativo all’analisi del syngas ottenuto dall’impianto pilota (Figura 7.16):
N2
CH4
N2
Figura 7.16: Cromatogramma del syngas ricavato dal TCD
Dal momento che gli idrocarburi sono meglio rilevati al FID è di seguito riportato un cromatogramma ricavato da tale rilevatore relativo all’analisi del syngas ottenuto dall’impianto pilota (Figura 7.17).
Figura 7.17: Cromatogramma del syngas ricavato dal FID
Nell’ottica di una caratterizzazione più approfondita del syngas si riportano in Tabella 7.6 i composti rilevati dallo spettrometro di massa e i rispettivi tempi di ritenzione. Essa è stata ricavata, essenzialmente, prendendo come riferimento i cromatogrammi caratteristici della colonna HP GS – GasPRO (v. Par.6.9.5). Per l’identificazione del
N2 H2 CO CH4 CO2 CH4 C2H2 C2H4 C2H6
furano si è fatto riferimento agli studi di Mangoni et al [46], i quali hanno utilizzato per la loro sperimentazione la stessa colonna capillare..
Tabella 7.6 Composti di interesse e loro rispettivi tempi di ritenzione rilevati dallo spettrometro di massa
Composto rilevato Tempo di ritenzione (min)
Etano 5,11 CO2 5,39 Etilene 6,16 COS 8.99 Acetilene 9,14 Propano 9,49 H2S 10,19 Propilene 12,13 i-Butano 12,57 n-Butano 12,96 CS2 13,60 1-Butene 14,25 n-Pentano 14,80 Metantiolo 15.50 n-Esano 16.08 Furano 16.15 n-Eptano 17.15 Tiofene 17.50 Benzene 17.80 Toluene 19,20 Etil-Benzene 20,60 Stirene 20,90
7.6 Prestazioni dell’impianto pilota
7.6.1 Parametri operativi
I test finalizzati a valutare le condizioni operative di gassificazione sono stati eseguiti adottando le seguenti variabili manipolate:
portate d’aria e di biomassa in ingresso: legate dal parametro λ, definito come il rapporto tra la quantità d’aria impiegata per la gassificazione e la quantità d’aria stechiometrica necessaria alla combustione completa della biomassa calcolata in base alla sua composizione (Capitolo 3, par. 3.2);
altezza del letto di biomassa: mantenuto costante una volta raggiunte le portate stazionarie di aria e biomassa in ingresso;
preriscaldamento dell’aria in ingresso: in controcorrente con i fumi uscenti dal gassificatore;
contenuto di fango nella biomassa: nelle prove di gassificazione con miscele, sono state processate delle alimentazioni con un contenuto di fango variabile da una prova all’altra.
In questa sperimentazione si è deciso di operare con un’altezza fissa del letto di circa 50-60 cm e bypassando lo scambiatore di preriscaldamento dell’aria, per avere un adeguato termine di paragone con la sperimentazione precedente.
Di fatto quindi gli unici parametri operativi sono il rapporto d’aria λ, che è stato fatto variare nell’intervallo 0,15÷0,25, e il contenuto di fanghi nella biomassa alimentata, pari al 30, 70 e 100% in peso.
Per ciascuna prova, eseguita adottando un valore di λ, è stato analizzato in linea il gas prodotto in termini di contenuto di H2, CO, CH4, CO2 e CnHm (idrocarburi C2 – C4)
7.6.2 Parametri monitorati
Nel corso di ciascuna prova sono stati monitorati i seguenti parametri:
- temperature di reazione, rilevate dalle otto termocoppie posizionate lungo il gassificatore;
- depressione tra l’ingresso dell’aria e la sezione di depurazione del syngas, rilevata dal misuratore di pressione PTIR01;
- portata di syngas in uscita dall’impianto, rilevata dal flussometro FTIR02.
In Figura 7.18 è riportato l’andamento delle temperature, della velocità della coclea e delle portate gassose in ingresso e uscita in funzione del tempo, ottenuto durante una prova di circa 7 ore, facendo riferimento ai campionamenti sperimentali eseguiti dal sistema di raccolta dati.
0 100 200 300 400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200 0 30 60 90 120 150 180 210 240 270 300 330 360 390 420 450 t (min) T ( °C ) 0 5 10 15 20 25 30 35 Q ( N m 3 /h ) - V c o c le a ( H z )
T1 T2 T3 T4 T5 T6 T7 T8 Qin Qout Vcoclea
Figura 7.18: Andamenti delle temperature del gassificatore, delle portate di aria e biomassa in
ingresso e syngas in uscita al trascorrere del tempo di esercizio
Nel grafico di Figura 7.18 è possibile riconoscere le tre fasi che caratterizzano la conduzione dell’impianto: nei primi 90 minuti della prova, che corrispondono alla fase di accensione, le temperature tendono a salire velocemente fino al raggiungimento dei valori tipici delle condizioni di esercizio. Una volta raggiunta la temperatura di regime ha inizio la seconda fase in cui il processo è controllato in modo da rendere il sistema stazionario, cercando di ridurre al minimo le oscillazioni delle temperature. Si vede come, in questa fase le portate di aria (Qin) e biomassa (proporzionale alla velocità della coclea, Vcoclea) in ingresso e syngas prodotto in uscita (Qout) si mantengano costanti. La terza fase infine corrisponde alle operazioni di spegnimento dell’impianto. In questa fase si nota inizialmente un brusco incremento di temperatura dovuto ad un aumento di aria in ingresso necessario per la combustione della biomassa residua e successivamente un progressivo abbassamento dovuto all’esaurimento di biomassa presente all’interno del gassificatore.
La temperatura più alta risulta essere T1 in quanto la termocoppia che la rileva è la più vicina al letto di reazione; questo fatto comporta un andamento più oscillante di tale parametro in quanto risente maggiormente della fluidodinamica del letto.
Le temperature da T2 a T8 presentano invece dei valori inferiori rispetto a T1 a causa della loro maggiore distanza rispetto alla griglia su cui hanno luogo le reazioni di combustione. 0 5 10 15 20 25 30 35 40 0 30 60 90 120 150 180 210 240 270 300 330 360 390 420 450 t (min) Q ( N m 3 /h ) - V c o c le a ( H z ) -0,14 -0,12 -0,1 -0,08 -0,06 -0,04 -0,02 0 0,02 d P ( b a r)
Qin Qout V coclea (Hz) PTIR01
Figura 7.19: Variazione delle portate gassose, di biomassa e della depressione con il tempo di esercizio Le condizioni di stato stazionario si possono osservare anche in Figura 7.19, dove sono riportati gli andamenti della portata di aria in ingresso e di syngas in uscita, la velocità della coclea e la depressione tra l’ingresso dell’aria e la zona di depurazione del gas, rilevata dal pressostato PTIR01. In essa si vede essenzialmente come, mantenute costanti tutte le variabili operative (portate di aria e biomassa), rimanga mediamente costante la perdita di carico misurata e, con essa, a parità di tutte le altre condizioni (operative e fluidodinamiche) il letto di biomassa.
0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 0 50 100 150 200 250 300 350 400 450 500 550 600 650 700 750 800 850 900 T (°C) H ( c m ) t1 t2 t3 t4 t5 t6 t7 t8 t9
Figura 7.20: Variazione della temperatura con l’altezza del letto in diversi istanti della prova In Figura 7.20 si riporta invece l’andamento delle temperature nel gassificatore al variare dell’altezza del letto, registrato in diversi instanti di una prova.
Questo grafico permette di identificare, a grandi linee, l’estendersi delle diverse zone caratteristiche di un reattore a letto fisso, vale a dire combustione, riduzione e pirolisi. Nei primi 5 cm di letto sono ad esempio concentrate le reazioni di combustione e per questo si raggiungono, in questa sezione, temperature intorno ai 900÷1000°C. Nei successivi 10 cm si riconosce invece la zona di riduzione, con temperature di ~700÷800°C e, a seguire, quella di pirolisi con temperature decrescenti.
Sempre in Figura 7.20, confrontando i profili termici ricavati nei diversi istanti, si possono distinguere nuovamente le fasi di gestione del processo. Si vede come i primi quattro (t1-t4) siano infatti rappresentativi del periodo stazionario, con temperature pressoché costanti, mentre i successivi cinque (t5-t9) della fase di spegnimento, con temperature che salgono, quando viene alimentata aria per favorire la combustione, e poi diminuiscono, uniformandosi, quando tutta la biomassa è stata consumata.
7.6.3 Parametri calcolati
Al fine di valutare l’andamento del processo sono stati stimati i valori dei seguenti parametri per ciascuna prova, ovvero per ciascun rapporto λ impiegato:
- potere calorifico del gas LHV (kcal/Nm3), formula tratta dallaNORMA UNI 7839 -
Dati termodinamici per il calcolo del potere calorifico di combustibili gassosi;
4 2 4 2 4 4 2 2 * * * CO H H CH CH CH C H CO LHV y LHV y LHV y LHV y HV L = + + + +
- resa di gas combustibile prodotto per kg di biomassa secca:
secca biomassa kg prodotto le combustibi gas Nm η 3 gas =
- resa di gas combustibile prodotto per kg di biomassa secca priva di ceneri:
ceneri di priva secca biomassa kg prodotto le combustibi gas Nm η 3 gas_daf =
- resa di gas totale prodotto per kg di biomassa secca priva di ceneri:
ceneri di priva secca biomassa kg prodotto gas Nm η 3 f gas_tot_da = - efficienza di gassificazione: ecca biomassa_s gas_secco LHV secca biomassa Portata LHV secco gas Portata ⋅ ⋅ = CGE - conversione di carbonio: ingressso in totale carbonio gas in convertito carbonio = carbonio y
7.7 Risultati prove sperimentali
7.7.1 Prove con pellet di legno
7.7.1.1 Caratterizzazione primaria del syngas
In Figura 7.21 si riportano gli andamenti delle concentrazioni dei principali componenti del syngas al variare del rapporto di equivalenza λ.
0 5 10 15 20 25 30 35 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C o n c e n tr a z io n e ( % v o l. ) H2 CO CH4 CO2
Figura 7.21 Andamento della concentrazione dei principali componenti del syngas al variare di λ per la
gassificazione del pellet di legno
Dal grafico si evince quanto segue.
• La concentrazione di H2 tende a diminuire al crescere del rapporto di equivalenza. Questo andamento può essere spiegato dal fatto che, per alti valori di λ, si ha un maggiore consumo di H2 nella reazione .
• La concentrazione di CO diminuisce al crescere di λ. Per valori di λ bassi, infatti, la produzione di CO è maggiore poiché in difetto di ossigeno è favorita la reazione di ossidazione parziale del carbonio . Ad alti valori di λ, invece, si può notare una notevole diminuzione della concentrazione e questo si può ricondurre al fatto che la maggiore quantità di aria favorisce la
• La concentrazione di CH4 presenta un andamento debolmente decrescente con l’aumentare di λ perché è strettamente legata alla concentrazione di H2. Ad alti valori di λ quindi la reazione di equilibrio si sposta verso i reagenti. Risulta inoltre una riduzione della quantità di CH4 prodotto della reazione per difetto di reagente.
• La concentrazione di CO2 tende ad aumentare al crescere del rapporto d’aria, dal momento che risultano favorite le reazioni di combustione del carbonio.
Le concentrazioni di tutti i prodotti considerati, indipendentemente dalle reazioni, tendono comunque a diminuire a causa dell’effetto diluente dell’azoto che, essendo un inerte, aumenta al crescere del rapporto d’aria.
Per avere un’idea delle effettive quantità prodotte senza il disturbo della diluizione dell’azoto, si riportano in Figura 7.22 gli andamenti in funzione di λ delle rese dei vari composti gassosi, normalizzati rispetto alla biomassa secca alimentata.
0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ R e s a ( N m 3 /k g ) H2 CO CH4 CO2
Figura 7.22 Andamento della resa dei singoli prodotti in funzione di λ per la gassificazione del pellet di
legno
La produzione di H2 presenta un andamento crescente all’aumentare di λ, fino ad un valore massimo localizzato intorno a 0,25.
La produzione di CO cresce nel range di λ considerato, con una tendenza ad un massimo, non evidente dai dati sperimentali, ragionevolmente collocabile, intorno a λ = 0,3; superata questa soglia è lecito attendersi una diminuzione della resa.
La produzione di CH4 risulta avere un andamento debolmente crescente con λ, con un massimo anch’esso collocato a 0,25.
In generale si può dunque osservare come le rese dei prodotti combustibili presentino la tendenza ad un valore massimo al variare del rapporto d’equivalenza, aspetto tipico del processo di gassificazione, riscontrato anche in letteratura.
Al contrario la resa di CO2 ha un andamento monotono crescente, dal momento che, all’aumentare del rapporto d’aria, ci si avvicina alla combustione completa del materiale.
La tendenza del potere calorifico inferiore del syngas (LHV) al variare del rapporto di aria è riportato in Figura 7.23.
500 600 700 800 900 1000 1100 1200 1300 1400 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ L H V ( k c a l/ N m 3 ) Figura 7.23 Andamento del potere calorifico inferiore del syngas al variare di λ per la gassificazione
del pellet di legno
Con l’aumentare del rapporto di aria, LHV diminuisce in modo significativo: ciò può essere spiegato con il fatto che all’aumentare di λ sono favorite le reazioni di combustione e quindi, diminuisce la produzione di gas combustibili.
Inoltre il potere calorifico subisce una diminuzione all’aumentare dell’aria immessa al gassificatore anche a causa della maggiore quantità di azoto introdotta che diluisce il gas prodotto.
L’andamento della resa di gas prodotto al variare del parametro λ è riportato in Figura 7.24. Si osserva che la produzione di gas, a parità di biomassa secca alimentata, presenta un andamento parabolico riconducibile agli andamenti delle rese dei singoli composti combustibili nel gas (Figura 7.22).
0,00 0,10 0,20 0,30 0,40 0,50 0,60 0,70 0,80 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ R e s a d i g a s ( N m 3 /k g )
Figura 7.24 Andamento della resa di gas prodotto al variare di λ per la gassificazione del pellet di legno Sia la resa sia il potere calorifico del gas prodotto vanno a influenzare l’andamento dell’efficienza di gassificazione (Figura 7.25). Si nota, infatti, la tendenza ad un valore massimo come nei due grafici precedenti.
0,00 0,10 0,20 0,30 0,40 0,50 0,60 0,70 0,80 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ R e s a d i g a s ( N m 3 /k g )
Figura 7.25 Andamento dell’efficienza di gassificazione al variare di λper la gassificazione del pellet di legno
Dalla definizione, riportata nel par. 7.6.3, si osserva infatti come l’efficienza di gassificazione risulti essere influenzata da due effetti tra loro contrastanti: da una parte la resa di gas che, all’aumentare di λ cresce, dall’altra il potere calorifico inferiore che, per valori crescenti di λ, diminuisce.
Anche la conversione di carbonio, riportata sopra in Figura 7.26, presenta un andamento crescente all’aumentare del rapporto di aria, in particolare si osserva un incremento della conversione di carbonio a CO2; questo è indice del fatto che alimentando una maggiore quantità d’aria risulta più elevata anche la frazione di biomassa soggetta a combustione.
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C o n v e rs io n e C ( % )
Figura 7.26 Andamento della conversione di carbonio totale variare di λ per la gassificazione del pellet
di legno
7.7.1.2 Caratterizzazione degli altri composti del syngas
Al fine di raggiungere una caratterizzazione completa del processo di gassificazione, è stata effettuata un’indagine sia qualitativa sia quantitativa dei composti nel gas prodotto presenti in minor concentrazione rispetto a CO, CO2, H2 e CH4. Nonostante nell’intervallo di λ esaminato non sia stata evidenziata una decisa variabilità dei dati sperimentali, un’analisi degli andamenti delle concentrazioni al variare di tale parametro ha fornito interessanti informazioni sul processo.
In Figura 7.27 è riportato il trend della concentrazione dei tre principali idrocarburi paraffinici rilevati dallo spettrometro di massa (etano, propano e butano) nell’intervallo di variazione di λ compreso tra 0.15 e 0.25 per la gassificazione del pellet di legno. Si riscontra un andamento decrescente della concentrazione; ciò può essere imputato, principalmente, all’intensificarsi delle reazioni di combustione all’aumentare del rapporto d’aria del processo. La quantità di questi idrocarburi diminuisce anche in seguito alle reazioni di deidrogenazione alle alte temperature [47].
Figura 7.27 Andamento della concentrazione di etano, propano e n-butano nel syngas al variare di λ per
la gassificazione del pellet di legno
Al contrario degli alcani, gli alcheni rilevati (etilene, propilene ed 1- butene) mostrano un trend crescente all’aumentare del rapporto di equivalenza (Figura 7.28). Le ragioni di tale andamento sono riconducibili al fatto che, incrementando λ, l’idrogeno formato viene coinvolto preferibilmente nella reazione di ossidazione con formazione di acqua impedendo, in questo caso, la saturazione delle olefine. Gli idrocarburi insaturi vedono aumentare, quindi la loro concentrazione nel syngas.
Un’altra spiegazione dell’aumento della concentrazione degli alcheni nel gas prodotto al crescere del valore di λ è imputato considerando l’effetto favorevole della temperatura sulle reazioni di deidrogenazione delle paraffine che risulta termodinamicamente favorita alle alte temperature, raggiunte a rapporti d’aria elevati.
Figura 7.28 Andamento della concentrazione di etilene, propilene ed 1- butene nel syngas al variare di λ
per la gassificazione del pellet di legno
Tra gli idrocarburi rilevati, i C2 (etilene ed etano) risultano quelli presenti in maggiore quantità.
Non è stata riscontrata la presenza di composti solforati nel processo di gassificazione del pellet, vista il trascurabile tenore di zolfo nella matrice di partenza..
Si ricorda che le concentrazioni di tutti i prodotti considerati, indipendentemente dalle reazioni in cui sono coinvolti, risentono dell’effetto diluente dell’azoto che, essendo un inerte, aumenta al crescere del rapporto di equivalenza.
7.7.2 Prove con con alimentazione 70% pellet e 30% fango
Terminata la fase di avviamento dell’impianto con pellet di legno sono state condotte alcune prove alimentando al gassificatore una miscela costituita dal 70% in peso di pellet e dal 30% di fango (Figura 7.29).
Figura 7.29 La miscela al 70% pellet e 30% fango
I parametri elencati nel par. 7.6.2 sono stati valutati, per la miscela in esame, considerando la composizione della biomassa risultante, riportata in Tabella 7.7.
Tabella 7.7 Composizione delle miscela al 70% pellet e 30% fango (% su base secca)
Biomassa Carbonio (%) Idrogeno (%) Azoto (%) Zolfo (%) Ossigeno (%) Ceneri (%) Umidità (%) Miscela 70% pellet – 30% fango 43,64 5,84 1,35 0,32 36,75 12,1 11,6
7.7.2.1 Caratterizzazione primaria del syngas
In Figura 7.30 sono riportati gli andamenti delle concentrazioni dei principali composti gassosi del syngas al variare del rapporto d’aria λ. Dalla figura si può osservare come le concentrazioni dei quattro componenti seguano, all’aumentare del rapporto d’aria, andamenti analoghi rispetto a quelli evidenziati nelle prove di gassificazione del pellet. In Figura 7.31 si possono osservare gli andamenti in funzione di λ delle rese dei vari composti gassosi, normalizzati rispetto alla biomassa secca alimentata. In particolare, le rese di H2, CO e CH4 si mantengono sostanzialmente invariate rispetto alla gassificazione del solo pellet. Tuttavia esse sembrano tendere ad un valore massimo
localizzato a più alti valori di λ rispetto a quelli raggiunti con un’alimentazione di solo pellet. 0 5 10 15 20 25 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C o n c e n tr a z io n e ( % v o l. ) H2 CO CH4 CO2
Figura 7.30 Andamento della concentrazione dei componenti principali del syngas al variare di λ per la
gassificazione della miscela 70% pellet – 30% fango
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 0,35 0,40 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ R e s a ( N m 3 /h ) H2 CO CH4 CO2 Figura 7.31 Andamento della resa dei singoli prodotti in funzione di λ per la gassificazione della
Anche il poter calorifico inferiore, il cui andamento è riportato in Figura 7.32, mantiene, all’aumentare di λ, lo stesso andamento decrescente.
200 300 400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ L H V ( k c a l/ N m 3 )
Figura 7.32 Andamento del potere calorifico inferiore del syngas al variare di λ per la gassificazione
della miscela al 70% pellet – 30% fango
La variazione della resa complessiva di gas al variare di λ, come si può osservare in Figura 7.33, presenta il medesimo andamento trovato per le precedenti prove di gassificazione.
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 0,35 0,40 0,45 0,50 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ R e s a d i g a s ( N m 3 /k g )
Figura 7.33 Andamento della resa di gas prodotto al variare di λ per la gassificazione della miscela al
70% pellet – 30% fango 0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C G E ( % )
Figura 7.34 Andamento dell’efficienza di gassificazione al variare di λ per la gassificazione della
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C o n v e rs io n e C ( % )
Figura 7.35 Andamento della conversione di carbonio totale variare di λ per la gassificazione della
miscela al 70% pellet – 30% fango
Anche gli andamenti dell’efficienza di gassificazione (Figura 7.34) e della conversione di carbonio (Figura 7.35), al crescere di λ, si mantengono sostanzialmente invariati.
7.7.2.2 Caratterizzazione degli altri composti del syngas
L’andamento della concentrazione degli alcani e degli alcheni per la gassificazione della miscela al 70% pellet – 30% fango è riportato, rispettivamente in Figura 7.36 e Figura 7.37. Gli andamenti risultano analoghi a quelli corrispondenti ottenuti con pellet (par. 7.7.1.2). Rispetto alle prove con il pellet, nel syngas prodotto nella miscela è stata riscontrata la presenza di isobutano.
Figura 7.36 Andamento della concentrazione di etano, propano, i-butano e n-butano nel syngas al
variare di λ per la gassificazione della miscela al 70% pellet – 30% fango
Figura 7.37 Andamento delle concentrazione di etilene, propilene ed 1- butene nel syngas al variare di
λ per la gassificazione della miscela al 70% pellet – 30% fango
Come mostrato nel Par.7.2.2 il fango contiene, nella sua composizione di base, una percentuale di zolfo non trascurabile e quindi, risulta prevedibile che il syngas prodotto dalla miscela contenga composti solforati. Dal momento che non è stato possibile
eseguire una determinazione quantitativa accurata è stata effettuata una caratterizzazione qualitativa dei prodotti solforati mediante analisi delle aree dei picchi dei cromatogrammi.
I principali composti chimici a base di zolfo presenti della corrente di gas in uscita sono acido solfidrico (H2S), solfuro di carbonile (COS) e metantiolo (CH3SH).
L’andamento della formazione di tali composti per la gassificazione della miscela 70% pellet – 30% fango è riportato in Figura 7.38.
Il processo di formazione dei composti solforati prevede come stadio iniziale la conversione totale del contenuto di zolfo della biomassa in H2S [47]. Studi effettuati da Kuramochi et al. [47] e Diaz et al. [48] hanno evidenziato, inoltre, che nella gassificazione del fango la concentrazione di H2S aumenta con la temperatura.
Dal momento che il processo di gassificazione prevede lo sviluppo di reazioni chimiche in ambiente riducente risultano lontane le condizioni per l’ ossidazione del H2S in SO2 (anidride solforosa).
Il meccanismo di sintesi del COS è imputabile ad un possibile equilibrio chimico tra H2S ed il CO nel reattore . Nei processi di gassificazione sviluppati con un rapporto d’aria alti, sono favorite le reazioni di combustione del carbonio che comportano un incremento di CO2 a scapito del CO: al diminuire di quest’ultimo diminuisce solfuro di carbonile formato e quindi, aumenta la percentuale di acido solfidrico nel gas.
Per quanto riguarda il metantiolo, la sua reazione di formazione è riconducibile alla presenza di metano che reagisce in fase gas secondo la seguente reazione
: data la diminuzione del metano all’aumentare di λ decresce la produzione di a beneficio del H2S.
Alla luce di quanto detto può quindi essere giustificato l’andamento crescente dell’ H2S all’aumentare del rapporto di equivalenza nel range considerato. È presumibile comunque che operando a rapporti d’aria più elevati di quelli utilizzati nella presente sperimentazione, la concentrazione di H2S tenda ad avere un massimo per poi diminuire a favore della formazione di SO2.
Figura 7.38 Andamento della formazione di H2S, COS e CH3SH nel syngas al variare di λ per la
gassificazione della miscela al 70% pellet – 30% fango
7.7.3 Prove con alimentazione 30% pellet e 70% fango
Al fine di investigare in maniera più approfondita gli effetti della composizione dell’alimentazione solida nella co-gassificazione del fango con biomassa legnosa, si è ritenuto opportuno passare gradualmente tra le due matrici incrementando la percentuale di fango della miscela dal 30 al 70% in peso (Figura 7.39).
Figura 7.39 La miscela al 30% pellet e 70% fango
I parametri elencati nel par. 7.6.2 sono stati valutati, nuovamente, considerando la nuova composizione della biomassa, riportata in Tabella 7.8.
Tabella 7.8 Composizione delle miscela al 30% pellet e 70% fango (% su base secca) Biomassa Carbonio (%) Idrogeno (%) Azoto (%) Zolfo (%) Ossigeno (%) Ceneri (%) Umidità (%) Miscela 30% pellet – 70% fango 36,67 5,36 4,86 0,74 25,14 27,23 16,40
7.7.3.1 Caratterizzazione primaria del syngas
In Figura 7.40 sono riportati gli andamenti delle concentrazioni dei principali componenti del syngas in funzione del rapporto di equivalenza λ.
Dal grafico si può osservare come le concentrazioni dei componenti seguano, all’aumentare di λ, andamenti analoghi a quelli riscontrati nelle precedenti prove di gassificazione.
In Figura 7.41 si possono osservare gli andamenti al variare di λ delle rese dei vari composti gassosi, normalizzati rispetto alla biomassa secca alimentata.
0 2 4 6 8 10 12 14 16 18 20 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C o n c e n tr a z io n e ( % v o l. ) H2 CO CH4 CO2
Figura 7.40 Andamento della concentrazione dei componenti principali del syngas al variare di λ per la
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ R e s a ( N m 3 /k g ) H2 CO CH4 CO2
Figura 7.41Andamento della resa dei singoli prodotti in funzione di λ per la gassificazione della miscela
al 30% pellet – 70% fango
Le rese dei prodotti combustibili presentano, all’aumentare di λ, una tendenza ad un valore massimo, in maniera analoga al caso della gassificazione della miscela 70% pellet – 30% fango. 0 200 400 600 800 1000 1200 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ L H V ( k c a l/ N m 3 )
Figura 7.42 Andamento del potere calorifico inferiore del syngas al variare di λ per la gassificazione
0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ R e s a g a s ( N m 3 /k g )
Figura 7.43Andamento della resa di gas prodotto al variare λ per la gassificazione della miscela al
30% pellet – 70% fango 0 5 10 15 20 25 30 35 40 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C G E ( % )
Figura 7.44Andamento dell’efficienza di gassificazione al variare di λ per la gassificazione della
0 10 20 30 40 50 60 70 80 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C o n v C ( % )
Figura 7.45 Andamento della conversione di carbonio totale al variare di λ per la gassificazione della
miscela al 30% pellet – 70% fango
Dai grafici precedenti si osserva come gli andamenti dei principali parametri valutati, LHV (Figura 7.42), resa di gas (Figura 7.43), efficienza di gassificazione (Figura 7.44) e conversione di carbonio (Figura 7.45), rimangano, al crescere di λ, inalterati rispetto alle prove effettuate con pellet di legno e con miscela al 70% pellet e 30% fango.
7.7.3.2 Caratterizzazione degli altri composti del syngas
In Figura 7.46 e 7.47 si riporta, rispettivamente, l’andamento della concentrazione degli alcani e degli alcheni nel syngas al variare del rapporto d’aria.
Figura 7.46 Andamento della concentrazione di etano, propano, i-butano e n-butano nel syngas al
variare di λ per la gassificazione della miscela al 30% pellet – 70% fango
Si può osservare che i trend risultano essere paragonabili con quelli ottenuti nel caso di alimentazione con pellet e con miscela al 30% di fango.
L’unica differenza è riscontrabile nelle concentrazioni di etilene e propilene che seguono un andamento leggermente decrescente con il rapporto di equivalenza.
La formazione dei composti solforati assume, anche in questo caso, un andamento in linea con quello delle prove precedenti (Figura 7.48).
È stata rilevata la presenza del disolfuro di carbonio CS2. La formazione di tale composto può ricondursi alla reazione tra carbonio e acido solfidrico . Esercendo l’impianto a valori più elevati di λ, il carbonio risulta termodinamicante favorito a reagire con l’ossigeno nella reazione di combustione con produzione di CO2: la formazione di CS2 diminuisce ed aumenta la percentuale di H2S nel gas prodotto.
Figura 7.48 Andamento della formazione di H2S, COS, CS2 e CH3SH nel syngas al variare di λ per la
gassificazione della miscela al 30% pellet – 70% fango
7.7.4 Prove con fango
7.7.4.1 Caratterizzazione primaria del syngas
Nelle Figure 7.49 e 7.50 si riportano, rispettivamente, gli andamenti delle concentrazioni e le rese dei prodotti gassosi al variare del rapporto di equivalenza. In particolare si nota che gli andamenti si mantengono invariati rispetto a quelli riscontrati utilizzando le altre matrici processate. Nelle Figura 7.51 e 7.52 sono riportati gli andamenti, rispettivamente, del potere calorifico inferiore e della resa di gas al variare del rapporto di equivalenza. Nelle Figura 7.53 e 7.54 sono riportati gli andamenti,
rispettivamente, dell’efficienza di gassificazione e della conversione di carbonio al variare del rapporto d’aria.
Analogamente, LHV, resa in gas, CGE e conversione di carbonio, in funzione di λ, mostrano andamenti simili a quelli evidenziati con pellet e miscele fango-pellet.
0 2 4 6 8 10 12 14 16 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C o n c e n tr a z io n e ( % v o l. ) H2 CO CH4 CO2
Figura 7.49 Andamenti della concentrazione dei principali componenti del syngas al variare del
rapporto di equivalenza λ per la gassificazione del fango
0,00 0,02 0,04 0,06 0,08 0,10 0,12 0,14 0,16 0,18 0,20 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ R e s a ( N m 3 /k g ) H2 CO CH4 CO2
200 300 400 500 600 700 800 900 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ L H V ( k c a l/ N m 3 )
Figura 7.51 Andamento del potere calorifico inferiore del syngas al variare di λ per la gassificazione
del fango 0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ R e s a g a s ( N m 3 /k g )
0 5 10 15 20 25 30 35 40 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C G E ( % )
Figura 7.53 Andamento dell’efficienza di gassificazione al variare di λ per la gassificazione del fango
0 10 20 30 40 50 60 70 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 λ C o n v C ( % )
Figura 7.54 Andamento della conversione di carbonio totale al variare di λ per la gassificazione del
7.7.4.2 Caratterizzazione degli altri composti del syngas
Nelle Figure 7.55, 7.56 e 7.57 si riportano gli andamenti, rispettivamente delle concentrazioni di alcani e alcheni al variare del rapporto di equivalenza. Osservando le figure si riscontra che gli andamenti si sono mantenuti invariati rispetto a quelli trovati per le prove di gassificazione con pellet di legno e con miscele di fango e pellet.
Figura 7.55 Andamenti della concentrazione di etano, propano, i-butano e n-butano nel syngas al
variare di λ per la gassificazione del fango
Figura 7.57 Andamenti delle concentrazioni di H2S, COS, CS2 e CH3SH nel syngas al variare di λ per la
gassificazione del fango
Per quanto riguarda i composti solforati gli andamenti ottenuti al variare del rapporto di equivalenza sono analoghi a quelli analizzati per gli altri tipi di alimentazione, anche se le concentrazioni risultano maggiori, dato il più alto tenore di zolfo nella matrice solida di partenza.
7.7.5 Rielaborazione e confronto dei risultati ottenuti
I dati presentati nei precedenti paragrafi, ottenuti separatamente per le singole biomasse processate, sono stati successivamente rielaborati e analizzati in modo da investigare l’effetto dei parametri operativi e del tipo di alimentazione sulle prestazioni globali dell’impianto, confrontandole in termini di temperatura, composizione del gas prodotto, rese in gas ed efficienza di gassificazione.
In Figura 7.58 sono riportati i profili medi di temperatura lungo il letto di reazione (circa 60 cm) ottenuti allo stazionario per le quattro alimentazioni impiegate, con λ costante pari a 0.25; i profili sono rappresentativi della stratificazione dei vari processi che avvengono lungo il reattore: essiccamento, pirolisi, gassificazione e ossidazione. Nella parte superiore del letto l’alimentazione è riscaldata dai gas caldi che fluiscono dal basso in controcorrente e forniscono l’energia necessaria per l’evaporazione dell’umidità della matrice solida (reazione fortemente endotermica) che si può considerare inizi immediatamente. Sopra i 200°C cominciano ad avvenire le reazioni di pirolisi della biomassa essiccata le quali portano alla formazione di volatili e particelle di char. Il char, muovendosi verso il basso, incontra regioni sempre più calde e a temperature approssimativamente di 650-700°C inizia a prendere parte alle reazioni di riduzione caratteristiche del processo di gassificazione. Infine il char è ossidato dall’aria in ingresso nella parte inferiore del reattore, in cui vengono raggiunti i picchi più alti di temperatura (T>900°C) e viene generato il calore necessario per i processi endotermici sovrastanti.
Nonostante non sia possibile, per motivi di sovrapposizione, individuare esattamente i confini di ogni zona di reazione, possono essere fatte comunque alcune considerazioni osservando i profili di temperatura caratteristici del processo.
Come si può notare in Figura 7.58 un maggior tenore di fango porta ad una marcata riduzione di temperatura nella parte superiore del letto in cui avviene l’essiccamento dell’alimentazione fresca in ingresso; questo è dovuto al più alto contenuto di umidità del fango da depurazione rispetto al pellet di legno che richiede una maggiore energia per l’evaporazione e porta quindi alla diminuzione della temperatura con conseguente estensione della regione di essiccamento (circa 25-30 cm).
Di conseguenza, utilizzando solo fango e miscele al 70% in peso di fango, la zona di pirolisi (approssimativamente collocabile tra i 200 e i 600°C) risulta più limitata (7-10 cm) se paragonata a quella ottenuta con solo pellet di legno o con miscele al 30% di
100 200 300 400 500 600 700 800 900 1000 1100 1200 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 WP 30/70 SS/WP 70/30 SS/WP SS D is ta nc e fr om g ra te ( m ) Temperature (°C)
fango (circa 25 cm). Inoltre, per alimentazioni più ricche in pellet di legno sono stati raggiunti picchi di temperatura più elevati; ciò è dovuto alla più alta concentrazione di char nella zona di combustione vicino alla griglia rispetto a quella ottenibile con fango, per cui diventa rilevante l’effetto diluente delle ceneri e la più bassa densità del letto (Tabelle 7.1 e 7.5).
Figura 7.58. Profili di temperatura ottenuti per le differenti alimentazioni, con ER = 0.25. La Tabella 7.9 riporta le principali condizioni operative impiegate nelle varie prove di gassificazione effettuate e i corrispondenti risultati in termini di composizione del gas, LHV, CGE, ycarbonio e ηgas. Come si può notare nel range di rapporto equivalente considerato, per uno stesso tipo di alimentazione, non si riscontrano variazioni significative nella concentrazione di gas combustibili in quanto all’aumentare di λ l’effetto diluente dell’azoto, che tende ad influenzare anche l’LHV, risulta compensato da una maggiore resa in tali componenti. L’aumento della CGE testimonia invece che l’incremento della resa globale in gas è maggiore della diminuzione di potere calorifico. A parità di λ invece, si nota che un maggiore tenore di fango in alimentazione porta ad un decremento della resa specifica in gas combustibili ηgas_daf, come diretta conseguenza dell’alto contenuto di umidità e ceneri nei fanghi. Ciò può essere riscontrato anche nella minor concentrazione percentuale di CO, H2, CH4 e CnHm che influenza negativamente il valore di LHV. Tale riduzione di gas combustibili è principalmente
zona di essiccamento e pirolisi zona di gassificazione zona di combstione D is ta nz a da ll a gr ig li a (m ) Temperatura (°C) fango/pellet 30/70 fango/pellet 70/30 fango pellet pellet
collegata ad una marcata diminuzione del contenuto di CO nel gas, 65% in meno passando da pellet di legno a fango, valore associato ad un aumento del 45% di CO2. Tale riduzione nel contenuto di CO del gas seguita da un aumento di CO2 è stata osservata anche da Pinto et al. [43] nell’ambito della co-gassificazione di fanghi da depurazione con pellet di paglia in un gassificatore a letto fluidizzato. In questo caso era stato supposto che la presenza di fanghi da depurazione portasse ad uno spostamento dell’equilibrio di Boudouard (C + = 2CO) o che il char derivato dal fango fosse meno reattivo verso la CO2 di quello derivato da pellet.
Tuttavia per spiegare questo fenomeno, in particolare nel caso in esame, bisogna anche considerare che in gassificatore updraft la composizione del gas ottenuto dipende fortemente dai prodotti delle reazioni di pirolisi. Thipkhunthod et al. [53] e Shao et al. [52] hanno osservato per mezzo di analisi TGA-FTIR che il gas rilasciato da SS nel range di temperatura 200-550°C è composto essenzialmente da CO2 e H2O, piccole quantità di idrocarburi leggeri saturi e insaturi e una quantità non significativa di CO. D’altra parte studi sperimentali condotti sul comportamento in pirolisi di materiali cellulosici hanno evidenziato che il gas prodotto dalla loro decomposizione termica contiene rilevanti quantità sia di CO che di CO2. In particolare Ohlemiller et al. [54] hanno osservato che il contenuto di CO2 e CO prodotti da decomposizione termica di campioni derivanti da legno di pino e quercia in atmosfera di azoto è stato rispettivamente di 10-12 e 12 %vol. Test di pirolisi su legno di faggio effettuati da Di Blasi et al. [55] su scala di laboratorio in gassificatore updraft nel range di temperature 300-400°C hanno mostrato una produzione di gas con contenuto di CO2 e CO rispettivamente di 37 e 17 %vol.
Di conseguenza le differenze nella composizione del gas, specialmente in termini di concentrazione di CO e CO2 tra pellet di legno e fango da depurazione può essere principalmente compresa sulla base della differente composizione del gas rilasciato durante la pirolisi e, secondariamente, sulla diversa reattività del char nell’equilibrio di Boudouard.
Come si può notare in Tabella 7.9, la presenza di fango in alimentazione tende a favorire una maggiore produzione di idrocarburi (CnHm), accompagnata da un decremento delle concentrazioni di CH4 e H2; questo può essere dovuto alle maggiori temperature raggiunte con pellet di legno che portano al cracking degli idrocarburi più pesanti con significativa formazione di composti leggeri come metano e idrogeno.
