Upload
others
View
10
Download
0
Embed Size (px)
Citation preview
1
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Asdrding Nela SLAVU
2
Etapa 1 Parametrizarea procesului de gazeificare a deșeurilor prevăzut cu
absorbția fizică a dioxidului de carbon
Introducere
Conceptul de captare utilizare și stocare a dioxidului de carbon (CCUS) a fost
implementat icircn numeroase instalații pilot și demonstrative din icircntreaga lume captarea CO2
fiind cea mai costisitoare și mai intensivă din punct de vedere energetic din componentele
principale ale CCUS Tehnologiile de captare a CO2 existente se icircmpart icircn trei categorii icircn
funcție de poziționarea acestora icircn cadrul unei instalații energetice icircn tehnologii de captare
post-combustie pre-combustie și oxi-combustie Există de asemenea mai multe metode de
separare acestea includ absorbția chimică și fizică adsorbția membranele criogenia Aceste
tehnologii de separare sunt icircn diferite stadii de dezvoltare și comercializare
Producerea energiei electrice pe bază de cărbune este de așteptat să rămacircnă sursa
principală pentru acoperirea cererii de energie la nivel global [1] Astfel restricțiile de mediu
vor continua să devină mai stricte iar tehnologia de gazeificare a
cărbuneluibiomaseideșeurilor (ciclu combinat cu gazeificare integrată ndash IGCC) ar putea
deveni o componentă cheie pentru decarbonizarea sectorului energetic
Tehnologia IGCC combină sau cuplează tehnologiile de gazeificare cu un ciclu
combinat ce utilizează turbină cu gazemotor cu turbină cu abur pentru generarea de energie
electrică icircntr-un mod mai eficient și mai ecologic decacirct instalațiile convenționale de ardere a
combustibililor solizi Unitatea de gazeificare transformă un combustibil solid sau lichid (de
exemplu cărbune biomasă deșeuri păcură etc) icircntr-un gaz de sinteză Gazul de sinteză sau
singazul este un amestec de gaze icircn care componentele combustibile principale sunt monoxidul
de carbon hidrogenul şi dioxidul de carbon
Icircn sistemele IGCC contaminanții tradiționali cum ar fi dioxidul de sulf particulele de
praf PM10 sau PM25 pot fi icircndepărtate icircnainte de arderea acestuia icircn instalaţia energetică
Icircndepărtarea acestor contaminanți icircnainte de procesele de ardere este mai eficientă și costă mai
puțin icircn comparație cu sistemele tradiționale de icircndepărtare post-combustie din centralele
termoelectrice ca urmare a doi factori (1) Presiune ndash presiunea gazelor pentru captarea pre-
combustie este mai mare reducacircnd icircn mod direct volumul și (2) Masa ndash captarea pre-combustie
tratează doar combustibilul care are un debit volumic de aproximativ 10 (icircn procese oxi-
combustie) pacircnă la 30 (icircn procese icircn care aerul este utilizat ca şi comburant) din cel al gazelor
3
post-combustie [2] Icircn cazul sistemelor care includ și captarea CO2 acest lucru icircnseamnă că
astfel de sisteme pot fi implementate mai ieftin icircn IGCC decacirct icircn orice alt tip de centrală pe
bază de combustibili solizi datorită volumului mai redus de gaze care trebuie tratate
11 Stabilirea compoziției gazului de sinteză rezultat din gazeificarea biomasei
Gazeificarea reprezintă conversia termo-chimică a unui combustibil solid la
temperaturi ridicate implicacircnd oxidarea parțială a elementelor combustibile [4] Icircn urma
procesului de gazeificare rezultă un gaz combustibil denumit singaz constacircnd icircn principal din
monoxid carbon (CO) hidrogen (H2) dioxid de carbon (CO2) vapori de apa (H2O) metan
(CH4) și unele hidrocarburi icircn cantitate foarte mică și contamnați cum ar fi particule de carbon
gudron și cenușă
Gazeificarea are loc icircntr-un reactor denumit gazeificator icircn prezența unui agent de
oxidare care poate fi oxigen pur abur aer sau combinații ale acestora Conform literaturii de
specialitate reacțiile procesului de gazeificare sunt numai cele care apar icircntre gaz și
combustibilul solid devolatilizat excluzacircnd oxigenul [5] Cu toate acestea icircn termeni generali
gazeificarea reprezintă transformarea parțială sau totală a unui combustibil icircn gaz Astfel
devolatilizarea și oxidarea sunt parte integrată a gazeificării
Biomasa a reprezentat o sursă secundară de energie de zeci de ani avacircnd o contribuție
mică icircn mixul cererii de energie la nivel global din cauza utilizării extinse a combustibililor
fosili Utilizarea biomasei ca sursă de energie oferă beneficii socio-economice și de mediu
substanțiale compensacircnd caracterul său local printr-o disponibilitate ridicată Cu toate acestea
bio-combustibilii au densități scăzute icircn vrac care limitează utilizarea acestora icircn zonele
apropiate plus eterogenitatea lor este considerabilă atunci cacircnd vine vorba de umditate și
granulometrie printre altele Aceste dezavantaje limitează utilizarea acestora pentru
producerea de energie [6]
Cu toate acestea densificarea minimizează aceste dezavantaje fiind un proces care
comprimă materii prime pentru obținerea unor combustibili mai duri cu proprietăți și
dimensiuni omogene Dintre diferitele tehnici disponibile peletizarea este icircn prezent cea mai
extinsă [7] Ca rezultat producția globală de peleți a crescut considerabil icircn ultimii ani Icircntre
2006 și 2012 producția de peleți la nivel mondial a crescut de la 7 la 19 milioane de tone [8]
Europa și America de Nord fiind responsabile practic de icircntreaga producție și consum de
produse densificate Creșterea consumului de peleți a condus la o mai mare diversitate icircn ceea
ce privește utilizarea materiilor prime pentru fabricarea de peleți Icircn consecință industria a
4
icircnceput să caute produse cum ar fi deșeuri obținute din silvicultură agricultură sau o
combinație a celor din urmă obținacircnd icircn prezent o gamă largă de produse [9]
In acest context icircn cadrul acestui studiu am analizat gazeificarea biomasei lemnoase
respectiv a peleților obținuți din deșeuri forestiere (lemn de stejar ndash PO) Cele mai
reprezentative caracteristici ale acestora sunt prezentate icircn Tabelul 1 cum ar fi umiditatea (W
analiză primară ndash wb) densitatea icircn vrac (BD kgm3 wb) durabilitatea (DU) compoziția
chimică (C H N și S analiza ultimă ndash db) cenușa (A db) și puterea calorifică superioară
(HHV) Puterea calorifică inferioară (LHV) și densitatea energetică (E) au fost calculate din
relațiile (1) și (2)
119871119867119881 = 119867119867119881 minus 2447 times (119867(119889119887)
100) times 9011 [MJkg (db)] (1)
119864 = 119861119863 times 119871119867119881 [MJm3 (wb)] (2)
Tabelul 1 Caracteristicile peleților [10]
Proprietăți Peleți
W ( wb) 635
BD (kgm3middotwb) 678
DU () 9541
C ( db) 5094
H ( db) 634
N ( db) 181
S ( db) 010
A ( db) 248
HHV (MJkgmiddotdb) 1930
LHV (MJkgmiddotwb) 1676
E (MJm3middotwb) 1336
Simularea procesului de gazeificare a biomasei analizate a fost realizată icircn softul de
specialitate Chemcad Agentul de oxidare folosit icircn procesul de gazeificare a fost aerul și
oxigenul pur obținacircndu-se diferențe semnificative icircntre compozițiile singazului (a se vedea
Figura 1 și Figura 2) Raportul echivalent (ER) reprezintă raportul dintre aeruloxigenul real
introdus icircn reactorul de gazeificare și aeruloxigenul stoichiometric Icircn cazul gazeificării cu aer
fracția volumică maximă a H2 a fost obținută pentru un ER = 04 icircn schimb pentru gazeificarea
cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost obținută penru un raport ER = 035 Concentrația
metanului icircn gazul de sinteză scade odată cu introducerea unei cantități mai mari de aeroxigen
icircn reactorul de gazeificare la fel se icircntacircmplă și icircn cazul concentrației de CO2 Concentrația CO
5
crește pacircnă la un raport ER = 04 atacirct pentru gazeificarea cu aer cacirct și pentru gazeificarea cu
oxigen
Figura 1 Compoziția singazului icircn cazul
gazeificării cu aer Figura 2 Compoziția singazului icircn cazul
gazeificării cu oxigen
Figura 3 LHV și energia termică conținută de
singaz icircn cazul gazeificării cu aer Figura 4 LHV și energia termică conținută de
singaz icircn cazul gazeificării cu oxigen
Puterea calorifică inferioară a singazului obținut scade odată cu creșterea raportului ER
și pentru aer și pentru oxigen din cauza scăderii concentraței de CH4 icircn singaz Energia termică
conținută icircn singaz a fost determinată ca și produsul dintre puterea calorifică inferioară și
debitul masic de singaz produs Astfel chiar dacă puterea calorifică inferioară are o alură
descendentă energia termică conținută de către singaz are o valoare maximă pentru
gazeificarea cu aer la un raport ER = 04 iar pentru gazeificarea cu oxigen la un raport ER =
035 (Figurile 4 și 5)
6
Figura 5 Puterea termică conținută icircn singaz icircn
cazul gazeificării cu aeroxigen Figura 6 Eficiența generării de singaz icircn cazul
gazeificării cu aeroxigen
Icircn figura 5 este reprezentată puterea termică conţinută de către gazul de sinteză se
observă că aceasta este mai mare icircn cazul gazeificării cu oxigen datorită unui conţinut mai
mare de hidrogen icircn gazul obținut astfel icircnsă gazeificarea cu oxigen implică costuri de
investiție mai mari ca urmare a existenţei unităţii de separare a oxigenului din aer Icircn figura 6
este reprezentată variația eficienței generării gazului de sinteză calculată cu relația (3) Variația
eficienței regenerării singazului are aceeaşi alură ca și variația puterii termice și a energiei
termice raportul echivalent optim pentru care se obțin valorile maxime pentru aceste mărimi
fiind de 04 pentru gazeificarea cu aer și de 035 pentru gazeificarea cu oxigen
119864119891119894119888119894119890119899ță119904119894119899119892119886119911 =119871119867119881119904119894119899119892119886119911times119904119894119899119892119886119911
119871119867119881119887119894119900119898119886119904ătimes119887119894119900119898119886119904ătimes 100 [] (3)
unde LHV ndash reprezintă puterea calorifică inferioară a singazului respectiv a biomasei icircn
kJkg ndash reprezintă debitul orar de singaz respectiv de biomasă icircn kgh
Pentru maximizarea calității gazului de sinteză produs icircn vederea valorificării
energetice a acestuia se integrează un reactor de conversie a CO icircn H2 și CO2 ulterior
separacircndu-se și CO2 obținacircndu-se astfel un gaz de sinteză bogat icircn H2
21 Determinarea performanţelor energetice ale motoarelor termice cu ardere internă a
combustibililor gazoşi
Pentru determinarea performanţelor motoarelor termice cu ardere internă s-a ales un
combustibil gazos rezultat din procesul de gazeificare a stejarului studiat icircn cadrul etapei 1
(Tabelul 1)
Tabelul 1 Compoziţia biomasei utilizată [10]
- C [] H [] N [] S [] Cenuşă []
Stejar 826 1028 2934 0161 4021
7
Modelarea procesului de gazeificare s-a realizat icircn CHEMCAD icircn scopul determinării
compoziţiei gazului de sinteză obţinut Icircn figura de mai jos se prezintă variaţia puterii calorifice
inferioare a gazului de sinteză imediat după reactorul de gazeificare cu raportul ER (schema
procesului de gazeificare este reprezentată icircn prima etapă)
Figura 1 Variaţia puterii calorifice inferioare icircn funcţie de raportul ER
Icircn figura 2 se prezintă variaţia compoziţiei gazului de sinteză icircn funcţie de raportul ER
icircnainte de unitatea de conversie a monoxidului de carbon icircn hidrogen De asemenea se prezintă
influenţa debitului de abur icircn procesul de transformare asupra compoziţiei gazului de sinteză
icircn acest caz s-a considerat un debit de abur de 6000 kgh (Figura 3)
Figura 2 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER icircnainte de reactorul de conversie
CO icircn H2
y = 19068x2 - 20604x + 81869Rsup2 = 09995
2500
3000
3500
4000
4500
5000
02 025 03 035 04 045 05 055
Pu
tere
a ca
lori
fica
infe
rio
ara
[kJ
kg]
ER (molmol)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
A
8
Figura 3 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER după reactorul de conversie CO icircn
H2 pentru un debit de abur injectat icircn reactorul de conversie
Icircn tabelul 2 se prezintă compoziţia gazului de sinteză rezultat după procesul de
gazeificare și icircnainte de integrarea reactorului de conversie a CO și a procesului de captare a
CO2 puterea calorifică inferioară a acestuia fiind de 404456 kJkg această compoziție fiind
luată icircn considerare icircn calculele următoare
Tabelul 2 Compoziţia gazului de sinteză
Element Valoare []
CO 1890
CH4 068
H2 1749
N2 5251
CO2 1042
211 Calculul arderii teoretice a combustibilului
Motoarul grupului electrogen va folosi drept combustibil gazul de sinteză provenit din
gazeificare biomasei cu compoziția volumică prezentată icircn Tabelul 2 Calculul arderii
combustibilului a fost efectuat icircn ipoteza excesului de aer (λ) ca avacircnd valoarea 1
(stoechiometric)
Principalele reacții ale arderii combustibilului (gazului de sinteză) sunt următoarele
CO + 1
2 O2 rarr CO2 (1)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
05
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
CO CO2 H2O
B
9
CH4 + 2 O2 rarr CO2 + 2 H2O (2)
H2 + 1
2 O2 rarr H2O (3)
Pentru determinarea volumului de oxigen necesar arderii gazului de sinteză s-a calculat
suma produselor dintre concentraţiile elementare ale gazului de sinteză şi coeficienţii
stoechiometrici ai oxigenului rezultaţi din reacţiile 4-7
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast1
2 [m3
N] (4)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3N] (5)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast1
2 [m3
N] (6)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (7)
Volumele de oxigen necesare arderii atacirct pentru fiecare element al gazului de sinteză
cacirct și oxigenul total necesar sunt prezentate icircn Tabelul 3
Tabelul 3 Volumul de O2 necesar arderii
Gaz m3N de gaz O2 necesar arderii teoretice m3
N
CO 1890 945
CH4 068 136
H2 1749 875
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 1956
Icircn continuare este prezentat modul de calcul al azotului introdus odată cu aerul necesar
arderii (reacțiile 8-11) iar icircn Tabelul 4 sunt centralizate rezultatele obținute
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast 18809 [m3N] (8)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 752 [m3N] (9)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast (1
2
021minus
1
2) [m3
N] (10)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (11)
Tabelul 4 Volumul total de N2
Gaz m3N de gaz
N2 adus de oxigenul
din aer m3N
CO 1890 3555
CH4 068 511
H2 1749 3290
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 7356
Icircn continuare s-au calculat produșii de reacție obținuți icircn urma arderii cantitatea de CO2
și de H2O (reacțiile 12-18 respectiv Tabelul 5)
10
1198811198621198742119862119874 = 119862119874 lowast 1 [m
3N] (12)
11988111986211987421198621198674 = 1198621198674 lowast 1 [m3
N] (13)
11988111986211987421198621198742 = 1198621198742 [m
3N] (14)
1198811198621198742 119905119900119905119886119897 = 1198811198621198742119862119874 + 1198811198621198742
1198621198674 + 11988111986211987421198621198742
[m3
N] (15)
11988111986721198741198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3
N] (16)
119881119867201198672 = 1198672 lowast 1 [m3
N] (17)
1198811198672119874 119905119900119905119886119897 = 11988111986721198741198621198674 + 11988111986720
1198672 [m3N] (18)
Tabelul 5 Volumul de gaze obţinute icircn urma arderii
Gaz m3N de gaz
m3N de substanțe chimice
CO2 H2O N2
CO 1890 1890 000 3555
CH4 068 068 136 511
H2 1749 000 1749 3290
N2 5251 - - 5251
CO2 1042 1042 - -
Total 10000 3000 1885 12607
212 Calculul arderii reale a combustibilului
111 Calculul arderii reale a gazului de sinteză s-a efectuat pornind de la parametrii
prestabiliţi prezentați icircn Tabelul 6 iar ecuațiile utilizate pentru determinarea produșilor de
ardere a participațiilor procentuale volumice și masice ale componentelor arderii și a
exponentului adiabatic sunt prezentate icircn Tabelul 7
Tabelul 6 Parametrii prestabiliți calcul ardere reală gaz de sinteză
Nrcrt Parametru Valoare UM
1 Presiunea p0 = 10132 bar
2 Temperatura t0 = 15 ˚C
3 Temperatura absolută T0 = 28815 K
4 Umiditatea aerului x = 10 g m3N
5 Excesul de aer λ = 11 -
6 Volumul molar Vμ0 = 22414 m3kmol
7 Presiunea de ieşire CA p3 = 112 bar
8 Temperatura de ieşire CA T3 = 950 K
Tabelul 7 Relații de calcul ardere reală a gazului de sinteză
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Bilanțul produșilor de ardere
Densitatea gazului de sinteză ρ =
119862119874
100lowast
M119862119874
V1205830
+ CH4
100lowast
1198721198621198674
V1205830
+ 1198672
100 lowast
1198721198672
V1205830
+
11986221198676
100lowast
11987211986221198676
V1205830
+ 1198732
100lowast
1198721198732
V1205830
+ 1198621198742
100lowast
1198721198621198742
V1205830
kgm3 (19)
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
2
Etapa 1 Parametrizarea procesului de gazeificare a deșeurilor prevăzut cu
absorbția fizică a dioxidului de carbon
Introducere
Conceptul de captare utilizare și stocare a dioxidului de carbon (CCUS) a fost
implementat icircn numeroase instalații pilot și demonstrative din icircntreaga lume captarea CO2
fiind cea mai costisitoare și mai intensivă din punct de vedere energetic din componentele
principale ale CCUS Tehnologiile de captare a CO2 existente se icircmpart icircn trei categorii icircn
funcție de poziționarea acestora icircn cadrul unei instalații energetice icircn tehnologii de captare
post-combustie pre-combustie și oxi-combustie Există de asemenea mai multe metode de
separare acestea includ absorbția chimică și fizică adsorbția membranele criogenia Aceste
tehnologii de separare sunt icircn diferite stadii de dezvoltare și comercializare
Producerea energiei electrice pe bază de cărbune este de așteptat să rămacircnă sursa
principală pentru acoperirea cererii de energie la nivel global [1] Astfel restricțiile de mediu
vor continua să devină mai stricte iar tehnologia de gazeificare a
cărbuneluibiomaseideșeurilor (ciclu combinat cu gazeificare integrată ndash IGCC) ar putea
deveni o componentă cheie pentru decarbonizarea sectorului energetic
Tehnologia IGCC combină sau cuplează tehnologiile de gazeificare cu un ciclu
combinat ce utilizează turbină cu gazemotor cu turbină cu abur pentru generarea de energie
electrică icircntr-un mod mai eficient și mai ecologic decacirct instalațiile convenționale de ardere a
combustibililor solizi Unitatea de gazeificare transformă un combustibil solid sau lichid (de
exemplu cărbune biomasă deșeuri păcură etc) icircntr-un gaz de sinteză Gazul de sinteză sau
singazul este un amestec de gaze icircn care componentele combustibile principale sunt monoxidul
de carbon hidrogenul şi dioxidul de carbon
Icircn sistemele IGCC contaminanții tradiționali cum ar fi dioxidul de sulf particulele de
praf PM10 sau PM25 pot fi icircndepărtate icircnainte de arderea acestuia icircn instalaţia energetică
Icircndepărtarea acestor contaminanți icircnainte de procesele de ardere este mai eficientă și costă mai
puțin icircn comparație cu sistemele tradiționale de icircndepărtare post-combustie din centralele
termoelectrice ca urmare a doi factori (1) Presiune ndash presiunea gazelor pentru captarea pre-
combustie este mai mare reducacircnd icircn mod direct volumul și (2) Masa ndash captarea pre-combustie
tratează doar combustibilul care are un debit volumic de aproximativ 10 (icircn procese oxi-
combustie) pacircnă la 30 (icircn procese icircn care aerul este utilizat ca şi comburant) din cel al gazelor
3
post-combustie [2] Icircn cazul sistemelor care includ și captarea CO2 acest lucru icircnseamnă că
astfel de sisteme pot fi implementate mai ieftin icircn IGCC decacirct icircn orice alt tip de centrală pe
bază de combustibili solizi datorită volumului mai redus de gaze care trebuie tratate
11 Stabilirea compoziției gazului de sinteză rezultat din gazeificarea biomasei
Gazeificarea reprezintă conversia termo-chimică a unui combustibil solid la
temperaturi ridicate implicacircnd oxidarea parțială a elementelor combustibile [4] Icircn urma
procesului de gazeificare rezultă un gaz combustibil denumit singaz constacircnd icircn principal din
monoxid carbon (CO) hidrogen (H2) dioxid de carbon (CO2) vapori de apa (H2O) metan
(CH4) și unele hidrocarburi icircn cantitate foarte mică și contamnați cum ar fi particule de carbon
gudron și cenușă
Gazeificarea are loc icircntr-un reactor denumit gazeificator icircn prezența unui agent de
oxidare care poate fi oxigen pur abur aer sau combinații ale acestora Conform literaturii de
specialitate reacțiile procesului de gazeificare sunt numai cele care apar icircntre gaz și
combustibilul solid devolatilizat excluzacircnd oxigenul [5] Cu toate acestea icircn termeni generali
gazeificarea reprezintă transformarea parțială sau totală a unui combustibil icircn gaz Astfel
devolatilizarea și oxidarea sunt parte integrată a gazeificării
Biomasa a reprezentat o sursă secundară de energie de zeci de ani avacircnd o contribuție
mică icircn mixul cererii de energie la nivel global din cauza utilizării extinse a combustibililor
fosili Utilizarea biomasei ca sursă de energie oferă beneficii socio-economice și de mediu
substanțiale compensacircnd caracterul său local printr-o disponibilitate ridicată Cu toate acestea
bio-combustibilii au densități scăzute icircn vrac care limitează utilizarea acestora icircn zonele
apropiate plus eterogenitatea lor este considerabilă atunci cacircnd vine vorba de umditate și
granulometrie printre altele Aceste dezavantaje limitează utilizarea acestora pentru
producerea de energie [6]
Cu toate acestea densificarea minimizează aceste dezavantaje fiind un proces care
comprimă materii prime pentru obținerea unor combustibili mai duri cu proprietăți și
dimensiuni omogene Dintre diferitele tehnici disponibile peletizarea este icircn prezent cea mai
extinsă [7] Ca rezultat producția globală de peleți a crescut considerabil icircn ultimii ani Icircntre
2006 și 2012 producția de peleți la nivel mondial a crescut de la 7 la 19 milioane de tone [8]
Europa și America de Nord fiind responsabile practic de icircntreaga producție și consum de
produse densificate Creșterea consumului de peleți a condus la o mai mare diversitate icircn ceea
ce privește utilizarea materiilor prime pentru fabricarea de peleți Icircn consecință industria a
4
icircnceput să caute produse cum ar fi deșeuri obținute din silvicultură agricultură sau o
combinație a celor din urmă obținacircnd icircn prezent o gamă largă de produse [9]
In acest context icircn cadrul acestui studiu am analizat gazeificarea biomasei lemnoase
respectiv a peleților obținuți din deșeuri forestiere (lemn de stejar ndash PO) Cele mai
reprezentative caracteristici ale acestora sunt prezentate icircn Tabelul 1 cum ar fi umiditatea (W
analiză primară ndash wb) densitatea icircn vrac (BD kgm3 wb) durabilitatea (DU) compoziția
chimică (C H N și S analiza ultimă ndash db) cenușa (A db) și puterea calorifică superioară
(HHV) Puterea calorifică inferioară (LHV) și densitatea energetică (E) au fost calculate din
relațiile (1) și (2)
119871119867119881 = 119867119867119881 minus 2447 times (119867(119889119887)
100) times 9011 [MJkg (db)] (1)
119864 = 119861119863 times 119871119867119881 [MJm3 (wb)] (2)
Tabelul 1 Caracteristicile peleților [10]
Proprietăți Peleți
W ( wb) 635
BD (kgm3middotwb) 678
DU () 9541
C ( db) 5094
H ( db) 634
N ( db) 181
S ( db) 010
A ( db) 248
HHV (MJkgmiddotdb) 1930
LHV (MJkgmiddotwb) 1676
E (MJm3middotwb) 1336
Simularea procesului de gazeificare a biomasei analizate a fost realizată icircn softul de
specialitate Chemcad Agentul de oxidare folosit icircn procesul de gazeificare a fost aerul și
oxigenul pur obținacircndu-se diferențe semnificative icircntre compozițiile singazului (a se vedea
Figura 1 și Figura 2) Raportul echivalent (ER) reprezintă raportul dintre aeruloxigenul real
introdus icircn reactorul de gazeificare și aeruloxigenul stoichiometric Icircn cazul gazeificării cu aer
fracția volumică maximă a H2 a fost obținută pentru un ER = 04 icircn schimb pentru gazeificarea
cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost obținută penru un raport ER = 035 Concentrația
metanului icircn gazul de sinteză scade odată cu introducerea unei cantități mai mari de aeroxigen
icircn reactorul de gazeificare la fel se icircntacircmplă și icircn cazul concentrației de CO2 Concentrația CO
5
crește pacircnă la un raport ER = 04 atacirct pentru gazeificarea cu aer cacirct și pentru gazeificarea cu
oxigen
Figura 1 Compoziția singazului icircn cazul
gazeificării cu aer Figura 2 Compoziția singazului icircn cazul
gazeificării cu oxigen
Figura 3 LHV și energia termică conținută de
singaz icircn cazul gazeificării cu aer Figura 4 LHV și energia termică conținută de
singaz icircn cazul gazeificării cu oxigen
Puterea calorifică inferioară a singazului obținut scade odată cu creșterea raportului ER
și pentru aer și pentru oxigen din cauza scăderii concentraței de CH4 icircn singaz Energia termică
conținută icircn singaz a fost determinată ca și produsul dintre puterea calorifică inferioară și
debitul masic de singaz produs Astfel chiar dacă puterea calorifică inferioară are o alură
descendentă energia termică conținută de către singaz are o valoare maximă pentru
gazeificarea cu aer la un raport ER = 04 iar pentru gazeificarea cu oxigen la un raport ER =
035 (Figurile 4 și 5)
6
Figura 5 Puterea termică conținută icircn singaz icircn
cazul gazeificării cu aeroxigen Figura 6 Eficiența generării de singaz icircn cazul
gazeificării cu aeroxigen
Icircn figura 5 este reprezentată puterea termică conţinută de către gazul de sinteză se
observă că aceasta este mai mare icircn cazul gazeificării cu oxigen datorită unui conţinut mai
mare de hidrogen icircn gazul obținut astfel icircnsă gazeificarea cu oxigen implică costuri de
investiție mai mari ca urmare a existenţei unităţii de separare a oxigenului din aer Icircn figura 6
este reprezentată variația eficienței generării gazului de sinteză calculată cu relația (3) Variația
eficienței regenerării singazului are aceeaşi alură ca și variația puterii termice și a energiei
termice raportul echivalent optim pentru care se obțin valorile maxime pentru aceste mărimi
fiind de 04 pentru gazeificarea cu aer și de 035 pentru gazeificarea cu oxigen
119864119891119894119888119894119890119899ță119904119894119899119892119886119911 =119871119867119881119904119894119899119892119886119911times119904119894119899119892119886119911
119871119867119881119887119894119900119898119886119904ătimes119887119894119900119898119886119904ătimes 100 [] (3)
unde LHV ndash reprezintă puterea calorifică inferioară a singazului respectiv a biomasei icircn
kJkg ndash reprezintă debitul orar de singaz respectiv de biomasă icircn kgh
Pentru maximizarea calității gazului de sinteză produs icircn vederea valorificării
energetice a acestuia se integrează un reactor de conversie a CO icircn H2 și CO2 ulterior
separacircndu-se și CO2 obținacircndu-se astfel un gaz de sinteză bogat icircn H2
21 Determinarea performanţelor energetice ale motoarelor termice cu ardere internă a
combustibililor gazoşi
Pentru determinarea performanţelor motoarelor termice cu ardere internă s-a ales un
combustibil gazos rezultat din procesul de gazeificare a stejarului studiat icircn cadrul etapei 1
(Tabelul 1)
Tabelul 1 Compoziţia biomasei utilizată [10]
- C [] H [] N [] S [] Cenuşă []
Stejar 826 1028 2934 0161 4021
7
Modelarea procesului de gazeificare s-a realizat icircn CHEMCAD icircn scopul determinării
compoziţiei gazului de sinteză obţinut Icircn figura de mai jos se prezintă variaţia puterii calorifice
inferioare a gazului de sinteză imediat după reactorul de gazeificare cu raportul ER (schema
procesului de gazeificare este reprezentată icircn prima etapă)
Figura 1 Variaţia puterii calorifice inferioare icircn funcţie de raportul ER
Icircn figura 2 se prezintă variaţia compoziţiei gazului de sinteză icircn funcţie de raportul ER
icircnainte de unitatea de conversie a monoxidului de carbon icircn hidrogen De asemenea se prezintă
influenţa debitului de abur icircn procesul de transformare asupra compoziţiei gazului de sinteză
icircn acest caz s-a considerat un debit de abur de 6000 kgh (Figura 3)
Figura 2 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER icircnainte de reactorul de conversie
CO icircn H2
y = 19068x2 - 20604x + 81869Rsup2 = 09995
2500
3000
3500
4000
4500
5000
02 025 03 035 04 045 05 055
Pu
tere
a ca
lori
fica
infe
rio
ara
[kJ
kg]
ER (molmol)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
A
8
Figura 3 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER după reactorul de conversie CO icircn
H2 pentru un debit de abur injectat icircn reactorul de conversie
Icircn tabelul 2 se prezintă compoziţia gazului de sinteză rezultat după procesul de
gazeificare și icircnainte de integrarea reactorului de conversie a CO și a procesului de captare a
CO2 puterea calorifică inferioară a acestuia fiind de 404456 kJkg această compoziție fiind
luată icircn considerare icircn calculele următoare
Tabelul 2 Compoziţia gazului de sinteză
Element Valoare []
CO 1890
CH4 068
H2 1749
N2 5251
CO2 1042
211 Calculul arderii teoretice a combustibilului
Motoarul grupului electrogen va folosi drept combustibil gazul de sinteză provenit din
gazeificare biomasei cu compoziția volumică prezentată icircn Tabelul 2 Calculul arderii
combustibilului a fost efectuat icircn ipoteza excesului de aer (λ) ca avacircnd valoarea 1
(stoechiometric)
Principalele reacții ale arderii combustibilului (gazului de sinteză) sunt următoarele
CO + 1
2 O2 rarr CO2 (1)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
05
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
CO CO2 H2O
B
9
CH4 + 2 O2 rarr CO2 + 2 H2O (2)
H2 + 1
2 O2 rarr H2O (3)
Pentru determinarea volumului de oxigen necesar arderii gazului de sinteză s-a calculat
suma produselor dintre concentraţiile elementare ale gazului de sinteză şi coeficienţii
stoechiometrici ai oxigenului rezultaţi din reacţiile 4-7
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast1
2 [m3
N] (4)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3N] (5)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast1
2 [m3
N] (6)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (7)
Volumele de oxigen necesare arderii atacirct pentru fiecare element al gazului de sinteză
cacirct și oxigenul total necesar sunt prezentate icircn Tabelul 3
Tabelul 3 Volumul de O2 necesar arderii
Gaz m3N de gaz O2 necesar arderii teoretice m3
N
CO 1890 945
CH4 068 136
H2 1749 875
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 1956
Icircn continuare este prezentat modul de calcul al azotului introdus odată cu aerul necesar
arderii (reacțiile 8-11) iar icircn Tabelul 4 sunt centralizate rezultatele obținute
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast 18809 [m3N] (8)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 752 [m3N] (9)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast (1
2
021minus
1
2) [m3
N] (10)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (11)
Tabelul 4 Volumul total de N2
Gaz m3N de gaz
N2 adus de oxigenul
din aer m3N
CO 1890 3555
CH4 068 511
H2 1749 3290
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 7356
Icircn continuare s-au calculat produșii de reacție obținuți icircn urma arderii cantitatea de CO2
și de H2O (reacțiile 12-18 respectiv Tabelul 5)
10
1198811198621198742119862119874 = 119862119874 lowast 1 [m
3N] (12)
11988111986211987421198621198674 = 1198621198674 lowast 1 [m3
N] (13)
11988111986211987421198621198742 = 1198621198742 [m
3N] (14)
1198811198621198742 119905119900119905119886119897 = 1198811198621198742119862119874 + 1198811198621198742
1198621198674 + 11988111986211987421198621198742
[m3
N] (15)
11988111986721198741198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3
N] (16)
119881119867201198672 = 1198672 lowast 1 [m3
N] (17)
1198811198672119874 119905119900119905119886119897 = 11988111986721198741198621198674 + 11988111986720
1198672 [m3N] (18)
Tabelul 5 Volumul de gaze obţinute icircn urma arderii
Gaz m3N de gaz
m3N de substanțe chimice
CO2 H2O N2
CO 1890 1890 000 3555
CH4 068 068 136 511
H2 1749 000 1749 3290
N2 5251 - - 5251
CO2 1042 1042 - -
Total 10000 3000 1885 12607
212 Calculul arderii reale a combustibilului
111 Calculul arderii reale a gazului de sinteză s-a efectuat pornind de la parametrii
prestabiliţi prezentați icircn Tabelul 6 iar ecuațiile utilizate pentru determinarea produșilor de
ardere a participațiilor procentuale volumice și masice ale componentelor arderii și a
exponentului adiabatic sunt prezentate icircn Tabelul 7
Tabelul 6 Parametrii prestabiliți calcul ardere reală gaz de sinteză
Nrcrt Parametru Valoare UM
1 Presiunea p0 = 10132 bar
2 Temperatura t0 = 15 ˚C
3 Temperatura absolută T0 = 28815 K
4 Umiditatea aerului x = 10 g m3N
5 Excesul de aer λ = 11 -
6 Volumul molar Vμ0 = 22414 m3kmol
7 Presiunea de ieşire CA p3 = 112 bar
8 Temperatura de ieşire CA T3 = 950 K
Tabelul 7 Relații de calcul ardere reală a gazului de sinteză
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Bilanțul produșilor de ardere
Densitatea gazului de sinteză ρ =
119862119874
100lowast
M119862119874
V1205830
+ CH4
100lowast
1198721198621198674
V1205830
+ 1198672
100 lowast
1198721198672
V1205830
+
11986221198676
100lowast
11987211986221198676
V1205830
+ 1198732
100lowast
1198721198732
V1205830
+ 1198621198742
100lowast
1198721198621198742
V1205830
kgm3 (19)
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
3
post-combustie [2] Icircn cazul sistemelor care includ și captarea CO2 acest lucru icircnseamnă că
astfel de sisteme pot fi implementate mai ieftin icircn IGCC decacirct icircn orice alt tip de centrală pe
bază de combustibili solizi datorită volumului mai redus de gaze care trebuie tratate
11 Stabilirea compoziției gazului de sinteză rezultat din gazeificarea biomasei
Gazeificarea reprezintă conversia termo-chimică a unui combustibil solid la
temperaturi ridicate implicacircnd oxidarea parțială a elementelor combustibile [4] Icircn urma
procesului de gazeificare rezultă un gaz combustibil denumit singaz constacircnd icircn principal din
monoxid carbon (CO) hidrogen (H2) dioxid de carbon (CO2) vapori de apa (H2O) metan
(CH4) și unele hidrocarburi icircn cantitate foarte mică și contamnați cum ar fi particule de carbon
gudron și cenușă
Gazeificarea are loc icircntr-un reactor denumit gazeificator icircn prezența unui agent de
oxidare care poate fi oxigen pur abur aer sau combinații ale acestora Conform literaturii de
specialitate reacțiile procesului de gazeificare sunt numai cele care apar icircntre gaz și
combustibilul solid devolatilizat excluzacircnd oxigenul [5] Cu toate acestea icircn termeni generali
gazeificarea reprezintă transformarea parțială sau totală a unui combustibil icircn gaz Astfel
devolatilizarea și oxidarea sunt parte integrată a gazeificării
Biomasa a reprezentat o sursă secundară de energie de zeci de ani avacircnd o contribuție
mică icircn mixul cererii de energie la nivel global din cauza utilizării extinse a combustibililor
fosili Utilizarea biomasei ca sursă de energie oferă beneficii socio-economice și de mediu
substanțiale compensacircnd caracterul său local printr-o disponibilitate ridicată Cu toate acestea
bio-combustibilii au densități scăzute icircn vrac care limitează utilizarea acestora icircn zonele
apropiate plus eterogenitatea lor este considerabilă atunci cacircnd vine vorba de umditate și
granulometrie printre altele Aceste dezavantaje limitează utilizarea acestora pentru
producerea de energie [6]
Cu toate acestea densificarea minimizează aceste dezavantaje fiind un proces care
comprimă materii prime pentru obținerea unor combustibili mai duri cu proprietăți și
dimensiuni omogene Dintre diferitele tehnici disponibile peletizarea este icircn prezent cea mai
extinsă [7] Ca rezultat producția globală de peleți a crescut considerabil icircn ultimii ani Icircntre
2006 și 2012 producția de peleți la nivel mondial a crescut de la 7 la 19 milioane de tone [8]
Europa și America de Nord fiind responsabile practic de icircntreaga producție și consum de
produse densificate Creșterea consumului de peleți a condus la o mai mare diversitate icircn ceea
ce privește utilizarea materiilor prime pentru fabricarea de peleți Icircn consecință industria a
4
icircnceput să caute produse cum ar fi deșeuri obținute din silvicultură agricultură sau o
combinație a celor din urmă obținacircnd icircn prezent o gamă largă de produse [9]
In acest context icircn cadrul acestui studiu am analizat gazeificarea biomasei lemnoase
respectiv a peleților obținuți din deșeuri forestiere (lemn de stejar ndash PO) Cele mai
reprezentative caracteristici ale acestora sunt prezentate icircn Tabelul 1 cum ar fi umiditatea (W
analiză primară ndash wb) densitatea icircn vrac (BD kgm3 wb) durabilitatea (DU) compoziția
chimică (C H N și S analiza ultimă ndash db) cenușa (A db) și puterea calorifică superioară
(HHV) Puterea calorifică inferioară (LHV) și densitatea energetică (E) au fost calculate din
relațiile (1) și (2)
119871119867119881 = 119867119867119881 minus 2447 times (119867(119889119887)
100) times 9011 [MJkg (db)] (1)
119864 = 119861119863 times 119871119867119881 [MJm3 (wb)] (2)
Tabelul 1 Caracteristicile peleților [10]
Proprietăți Peleți
W ( wb) 635
BD (kgm3middotwb) 678
DU () 9541
C ( db) 5094
H ( db) 634
N ( db) 181
S ( db) 010
A ( db) 248
HHV (MJkgmiddotdb) 1930
LHV (MJkgmiddotwb) 1676
E (MJm3middotwb) 1336
Simularea procesului de gazeificare a biomasei analizate a fost realizată icircn softul de
specialitate Chemcad Agentul de oxidare folosit icircn procesul de gazeificare a fost aerul și
oxigenul pur obținacircndu-se diferențe semnificative icircntre compozițiile singazului (a se vedea
Figura 1 și Figura 2) Raportul echivalent (ER) reprezintă raportul dintre aeruloxigenul real
introdus icircn reactorul de gazeificare și aeruloxigenul stoichiometric Icircn cazul gazeificării cu aer
fracția volumică maximă a H2 a fost obținută pentru un ER = 04 icircn schimb pentru gazeificarea
cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost obținută penru un raport ER = 035 Concentrația
metanului icircn gazul de sinteză scade odată cu introducerea unei cantități mai mari de aeroxigen
icircn reactorul de gazeificare la fel se icircntacircmplă și icircn cazul concentrației de CO2 Concentrația CO
5
crește pacircnă la un raport ER = 04 atacirct pentru gazeificarea cu aer cacirct și pentru gazeificarea cu
oxigen
Figura 1 Compoziția singazului icircn cazul
gazeificării cu aer Figura 2 Compoziția singazului icircn cazul
gazeificării cu oxigen
Figura 3 LHV și energia termică conținută de
singaz icircn cazul gazeificării cu aer Figura 4 LHV și energia termică conținută de
singaz icircn cazul gazeificării cu oxigen
Puterea calorifică inferioară a singazului obținut scade odată cu creșterea raportului ER
și pentru aer și pentru oxigen din cauza scăderii concentraței de CH4 icircn singaz Energia termică
conținută icircn singaz a fost determinată ca și produsul dintre puterea calorifică inferioară și
debitul masic de singaz produs Astfel chiar dacă puterea calorifică inferioară are o alură
descendentă energia termică conținută de către singaz are o valoare maximă pentru
gazeificarea cu aer la un raport ER = 04 iar pentru gazeificarea cu oxigen la un raport ER =
035 (Figurile 4 și 5)
6
Figura 5 Puterea termică conținută icircn singaz icircn
cazul gazeificării cu aeroxigen Figura 6 Eficiența generării de singaz icircn cazul
gazeificării cu aeroxigen
Icircn figura 5 este reprezentată puterea termică conţinută de către gazul de sinteză se
observă că aceasta este mai mare icircn cazul gazeificării cu oxigen datorită unui conţinut mai
mare de hidrogen icircn gazul obținut astfel icircnsă gazeificarea cu oxigen implică costuri de
investiție mai mari ca urmare a existenţei unităţii de separare a oxigenului din aer Icircn figura 6
este reprezentată variația eficienței generării gazului de sinteză calculată cu relația (3) Variația
eficienței regenerării singazului are aceeaşi alură ca și variația puterii termice și a energiei
termice raportul echivalent optim pentru care se obțin valorile maxime pentru aceste mărimi
fiind de 04 pentru gazeificarea cu aer și de 035 pentru gazeificarea cu oxigen
119864119891119894119888119894119890119899ță119904119894119899119892119886119911 =119871119867119881119904119894119899119892119886119911times119904119894119899119892119886119911
119871119867119881119887119894119900119898119886119904ătimes119887119894119900119898119886119904ătimes 100 [] (3)
unde LHV ndash reprezintă puterea calorifică inferioară a singazului respectiv a biomasei icircn
kJkg ndash reprezintă debitul orar de singaz respectiv de biomasă icircn kgh
Pentru maximizarea calității gazului de sinteză produs icircn vederea valorificării
energetice a acestuia se integrează un reactor de conversie a CO icircn H2 și CO2 ulterior
separacircndu-se și CO2 obținacircndu-se astfel un gaz de sinteză bogat icircn H2
21 Determinarea performanţelor energetice ale motoarelor termice cu ardere internă a
combustibililor gazoşi
Pentru determinarea performanţelor motoarelor termice cu ardere internă s-a ales un
combustibil gazos rezultat din procesul de gazeificare a stejarului studiat icircn cadrul etapei 1
(Tabelul 1)
Tabelul 1 Compoziţia biomasei utilizată [10]
- C [] H [] N [] S [] Cenuşă []
Stejar 826 1028 2934 0161 4021
7
Modelarea procesului de gazeificare s-a realizat icircn CHEMCAD icircn scopul determinării
compoziţiei gazului de sinteză obţinut Icircn figura de mai jos se prezintă variaţia puterii calorifice
inferioare a gazului de sinteză imediat după reactorul de gazeificare cu raportul ER (schema
procesului de gazeificare este reprezentată icircn prima etapă)
Figura 1 Variaţia puterii calorifice inferioare icircn funcţie de raportul ER
Icircn figura 2 se prezintă variaţia compoziţiei gazului de sinteză icircn funcţie de raportul ER
icircnainte de unitatea de conversie a monoxidului de carbon icircn hidrogen De asemenea se prezintă
influenţa debitului de abur icircn procesul de transformare asupra compoziţiei gazului de sinteză
icircn acest caz s-a considerat un debit de abur de 6000 kgh (Figura 3)
Figura 2 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER icircnainte de reactorul de conversie
CO icircn H2
y = 19068x2 - 20604x + 81869Rsup2 = 09995
2500
3000
3500
4000
4500
5000
02 025 03 035 04 045 05 055
Pu
tere
a ca
lori
fica
infe
rio
ara
[kJ
kg]
ER (molmol)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
A
8
Figura 3 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER după reactorul de conversie CO icircn
H2 pentru un debit de abur injectat icircn reactorul de conversie
Icircn tabelul 2 se prezintă compoziţia gazului de sinteză rezultat după procesul de
gazeificare și icircnainte de integrarea reactorului de conversie a CO și a procesului de captare a
CO2 puterea calorifică inferioară a acestuia fiind de 404456 kJkg această compoziție fiind
luată icircn considerare icircn calculele următoare
Tabelul 2 Compoziţia gazului de sinteză
Element Valoare []
CO 1890
CH4 068
H2 1749
N2 5251
CO2 1042
211 Calculul arderii teoretice a combustibilului
Motoarul grupului electrogen va folosi drept combustibil gazul de sinteză provenit din
gazeificare biomasei cu compoziția volumică prezentată icircn Tabelul 2 Calculul arderii
combustibilului a fost efectuat icircn ipoteza excesului de aer (λ) ca avacircnd valoarea 1
(stoechiometric)
Principalele reacții ale arderii combustibilului (gazului de sinteză) sunt următoarele
CO + 1
2 O2 rarr CO2 (1)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
05
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
CO CO2 H2O
B
9
CH4 + 2 O2 rarr CO2 + 2 H2O (2)
H2 + 1
2 O2 rarr H2O (3)
Pentru determinarea volumului de oxigen necesar arderii gazului de sinteză s-a calculat
suma produselor dintre concentraţiile elementare ale gazului de sinteză şi coeficienţii
stoechiometrici ai oxigenului rezultaţi din reacţiile 4-7
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast1
2 [m3
N] (4)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3N] (5)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast1
2 [m3
N] (6)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (7)
Volumele de oxigen necesare arderii atacirct pentru fiecare element al gazului de sinteză
cacirct și oxigenul total necesar sunt prezentate icircn Tabelul 3
Tabelul 3 Volumul de O2 necesar arderii
Gaz m3N de gaz O2 necesar arderii teoretice m3
N
CO 1890 945
CH4 068 136
H2 1749 875
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 1956
Icircn continuare este prezentat modul de calcul al azotului introdus odată cu aerul necesar
arderii (reacțiile 8-11) iar icircn Tabelul 4 sunt centralizate rezultatele obținute
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast 18809 [m3N] (8)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 752 [m3N] (9)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast (1
2
021minus
1
2) [m3
N] (10)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (11)
Tabelul 4 Volumul total de N2
Gaz m3N de gaz
N2 adus de oxigenul
din aer m3N
CO 1890 3555
CH4 068 511
H2 1749 3290
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 7356
Icircn continuare s-au calculat produșii de reacție obținuți icircn urma arderii cantitatea de CO2
și de H2O (reacțiile 12-18 respectiv Tabelul 5)
10
1198811198621198742119862119874 = 119862119874 lowast 1 [m
3N] (12)
11988111986211987421198621198674 = 1198621198674 lowast 1 [m3
N] (13)
11988111986211987421198621198742 = 1198621198742 [m
3N] (14)
1198811198621198742 119905119900119905119886119897 = 1198811198621198742119862119874 + 1198811198621198742
1198621198674 + 11988111986211987421198621198742
[m3
N] (15)
11988111986721198741198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3
N] (16)
119881119867201198672 = 1198672 lowast 1 [m3
N] (17)
1198811198672119874 119905119900119905119886119897 = 11988111986721198741198621198674 + 11988111986720
1198672 [m3N] (18)
Tabelul 5 Volumul de gaze obţinute icircn urma arderii
Gaz m3N de gaz
m3N de substanțe chimice
CO2 H2O N2
CO 1890 1890 000 3555
CH4 068 068 136 511
H2 1749 000 1749 3290
N2 5251 - - 5251
CO2 1042 1042 - -
Total 10000 3000 1885 12607
212 Calculul arderii reale a combustibilului
111 Calculul arderii reale a gazului de sinteză s-a efectuat pornind de la parametrii
prestabiliţi prezentați icircn Tabelul 6 iar ecuațiile utilizate pentru determinarea produșilor de
ardere a participațiilor procentuale volumice și masice ale componentelor arderii și a
exponentului adiabatic sunt prezentate icircn Tabelul 7
Tabelul 6 Parametrii prestabiliți calcul ardere reală gaz de sinteză
Nrcrt Parametru Valoare UM
1 Presiunea p0 = 10132 bar
2 Temperatura t0 = 15 ˚C
3 Temperatura absolută T0 = 28815 K
4 Umiditatea aerului x = 10 g m3N
5 Excesul de aer λ = 11 -
6 Volumul molar Vμ0 = 22414 m3kmol
7 Presiunea de ieşire CA p3 = 112 bar
8 Temperatura de ieşire CA T3 = 950 K
Tabelul 7 Relații de calcul ardere reală a gazului de sinteză
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Bilanțul produșilor de ardere
Densitatea gazului de sinteză ρ =
119862119874
100lowast
M119862119874
V1205830
+ CH4
100lowast
1198721198621198674
V1205830
+ 1198672
100 lowast
1198721198672
V1205830
+
11986221198676
100lowast
11987211986221198676
V1205830
+ 1198732
100lowast
1198721198732
V1205830
+ 1198621198742
100lowast
1198721198621198742
V1205830
kgm3 (19)
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
4
icircnceput să caute produse cum ar fi deșeuri obținute din silvicultură agricultură sau o
combinație a celor din urmă obținacircnd icircn prezent o gamă largă de produse [9]
In acest context icircn cadrul acestui studiu am analizat gazeificarea biomasei lemnoase
respectiv a peleților obținuți din deșeuri forestiere (lemn de stejar ndash PO) Cele mai
reprezentative caracteristici ale acestora sunt prezentate icircn Tabelul 1 cum ar fi umiditatea (W
analiză primară ndash wb) densitatea icircn vrac (BD kgm3 wb) durabilitatea (DU) compoziția
chimică (C H N și S analiza ultimă ndash db) cenușa (A db) și puterea calorifică superioară
(HHV) Puterea calorifică inferioară (LHV) și densitatea energetică (E) au fost calculate din
relațiile (1) și (2)
119871119867119881 = 119867119867119881 minus 2447 times (119867(119889119887)
100) times 9011 [MJkg (db)] (1)
119864 = 119861119863 times 119871119867119881 [MJm3 (wb)] (2)
Tabelul 1 Caracteristicile peleților [10]
Proprietăți Peleți
W ( wb) 635
BD (kgm3middotwb) 678
DU () 9541
C ( db) 5094
H ( db) 634
N ( db) 181
S ( db) 010
A ( db) 248
HHV (MJkgmiddotdb) 1930
LHV (MJkgmiddotwb) 1676
E (MJm3middotwb) 1336
Simularea procesului de gazeificare a biomasei analizate a fost realizată icircn softul de
specialitate Chemcad Agentul de oxidare folosit icircn procesul de gazeificare a fost aerul și
oxigenul pur obținacircndu-se diferențe semnificative icircntre compozițiile singazului (a se vedea
Figura 1 și Figura 2) Raportul echivalent (ER) reprezintă raportul dintre aeruloxigenul real
introdus icircn reactorul de gazeificare și aeruloxigenul stoichiometric Icircn cazul gazeificării cu aer
fracția volumică maximă a H2 a fost obținută pentru un ER = 04 icircn schimb pentru gazeificarea
cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost obținută penru un raport ER = 035 Concentrația
metanului icircn gazul de sinteză scade odată cu introducerea unei cantități mai mari de aeroxigen
icircn reactorul de gazeificare la fel se icircntacircmplă și icircn cazul concentrației de CO2 Concentrația CO
5
crește pacircnă la un raport ER = 04 atacirct pentru gazeificarea cu aer cacirct și pentru gazeificarea cu
oxigen
Figura 1 Compoziția singazului icircn cazul
gazeificării cu aer Figura 2 Compoziția singazului icircn cazul
gazeificării cu oxigen
Figura 3 LHV și energia termică conținută de
singaz icircn cazul gazeificării cu aer Figura 4 LHV și energia termică conținută de
singaz icircn cazul gazeificării cu oxigen
Puterea calorifică inferioară a singazului obținut scade odată cu creșterea raportului ER
și pentru aer și pentru oxigen din cauza scăderii concentraței de CH4 icircn singaz Energia termică
conținută icircn singaz a fost determinată ca și produsul dintre puterea calorifică inferioară și
debitul masic de singaz produs Astfel chiar dacă puterea calorifică inferioară are o alură
descendentă energia termică conținută de către singaz are o valoare maximă pentru
gazeificarea cu aer la un raport ER = 04 iar pentru gazeificarea cu oxigen la un raport ER =
035 (Figurile 4 și 5)
6
Figura 5 Puterea termică conținută icircn singaz icircn
cazul gazeificării cu aeroxigen Figura 6 Eficiența generării de singaz icircn cazul
gazeificării cu aeroxigen
Icircn figura 5 este reprezentată puterea termică conţinută de către gazul de sinteză se
observă că aceasta este mai mare icircn cazul gazeificării cu oxigen datorită unui conţinut mai
mare de hidrogen icircn gazul obținut astfel icircnsă gazeificarea cu oxigen implică costuri de
investiție mai mari ca urmare a existenţei unităţii de separare a oxigenului din aer Icircn figura 6
este reprezentată variația eficienței generării gazului de sinteză calculată cu relația (3) Variația
eficienței regenerării singazului are aceeaşi alură ca și variația puterii termice și a energiei
termice raportul echivalent optim pentru care se obțin valorile maxime pentru aceste mărimi
fiind de 04 pentru gazeificarea cu aer și de 035 pentru gazeificarea cu oxigen
119864119891119894119888119894119890119899ță119904119894119899119892119886119911 =119871119867119881119904119894119899119892119886119911times119904119894119899119892119886119911
119871119867119881119887119894119900119898119886119904ătimes119887119894119900119898119886119904ătimes 100 [] (3)
unde LHV ndash reprezintă puterea calorifică inferioară a singazului respectiv a biomasei icircn
kJkg ndash reprezintă debitul orar de singaz respectiv de biomasă icircn kgh
Pentru maximizarea calității gazului de sinteză produs icircn vederea valorificării
energetice a acestuia se integrează un reactor de conversie a CO icircn H2 și CO2 ulterior
separacircndu-se și CO2 obținacircndu-se astfel un gaz de sinteză bogat icircn H2
21 Determinarea performanţelor energetice ale motoarelor termice cu ardere internă a
combustibililor gazoşi
Pentru determinarea performanţelor motoarelor termice cu ardere internă s-a ales un
combustibil gazos rezultat din procesul de gazeificare a stejarului studiat icircn cadrul etapei 1
(Tabelul 1)
Tabelul 1 Compoziţia biomasei utilizată [10]
- C [] H [] N [] S [] Cenuşă []
Stejar 826 1028 2934 0161 4021
7
Modelarea procesului de gazeificare s-a realizat icircn CHEMCAD icircn scopul determinării
compoziţiei gazului de sinteză obţinut Icircn figura de mai jos se prezintă variaţia puterii calorifice
inferioare a gazului de sinteză imediat după reactorul de gazeificare cu raportul ER (schema
procesului de gazeificare este reprezentată icircn prima etapă)
Figura 1 Variaţia puterii calorifice inferioare icircn funcţie de raportul ER
Icircn figura 2 se prezintă variaţia compoziţiei gazului de sinteză icircn funcţie de raportul ER
icircnainte de unitatea de conversie a monoxidului de carbon icircn hidrogen De asemenea se prezintă
influenţa debitului de abur icircn procesul de transformare asupra compoziţiei gazului de sinteză
icircn acest caz s-a considerat un debit de abur de 6000 kgh (Figura 3)
Figura 2 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER icircnainte de reactorul de conversie
CO icircn H2
y = 19068x2 - 20604x + 81869Rsup2 = 09995
2500
3000
3500
4000
4500
5000
02 025 03 035 04 045 05 055
Pu
tere
a ca
lori
fica
infe
rio
ara
[kJ
kg]
ER (molmol)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
A
8
Figura 3 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER după reactorul de conversie CO icircn
H2 pentru un debit de abur injectat icircn reactorul de conversie
Icircn tabelul 2 se prezintă compoziţia gazului de sinteză rezultat după procesul de
gazeificare și icircnainte de integrarea reactorului de conversie a CO și a procesului de captare a
CO2 puterea calorifică inferioară a acestuia fiind de 404456 kJkg această compoziție fiind
luată icircn considerare icircn calculele următoare
Tabelul 2 Compoziţia gazului de sinteză
Element Valoare []
CO 1890
CH4 068
H2 1749
N2 5251
CO2 1042
211 Calculul arderii teoretice a combustibilului
Motoarul grupului electrogen va folosi drept combustibil gazul de sinteză provenit din
gazeificare biomasei cu compoziția volumică prezentată icircn Tabelul 2 Calculul arderii
combustibilului a fost efectuat icircn ipoteza excesului de aer (λ) ca avacircnd valoarea 1
(stoechiometric)
Principalele reacții ale arderii combustibilului (gazului de sinteză) sunt următoarele
CO + 1
2 O2 rarr CO2 (1)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
05
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
CO CO2 H2O
B
9
CH4 + 2 O2 rarr CO2 + 2 H2O (2)
H2 + 1
2 O2 rarr H2O (3)
Pentru determinarea volumului de oxigen necesar arderii gazului de sinteză s-a calculat
suma produselor dintre concentraţiile elementare ale gazului de sinteză şi coeficienţii
stoechiometrici ai oxigenului rezultaţi din reacţiile 4-7
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast1
2 [m3
N] (4)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3N] (5)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast1
2 [m3
N] (6)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (7)
Volumele de oxigen necesare arderii atacirct pentru fiecare element al gazului de sinteză
cacirct și oxigenul total necesar sunt prezentate icircn Tabelul 3
Tabelul 3 Volumul de O2 necesar arderii
Gaz m3N de gaz O2 necesar arderii teoretice m3
N
CO 1890 945
CH4 068 136
H2 1749 875
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 1956
Icircn continuare este prezentat modul de calcul al azotului introdus odată cu aerul necesar
arderii (reacțiile 8-11) iar icircn Tabelul 4 sunt centralizate rezultatele obținute
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast 18809 [m3N] (8)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 752 [m3N] (9)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast (1
2
021minus
1
2) [m3
N] (10)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (11)
Tabelul 4 Volumul total de N2
Gaz m3N de gaz
N2 adus de oxigenul
din aer m3N
CO 1890 3555
CH4 068 511
H2 1749 3290
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 7356
Icircn continuare s-au calculat produșii de reacție obținuți icircn urma arderii cantitatea de CO2
și de H2O (reacțiile 12-18 respectiv Tabelul 5)
10
1198811198621198742119862119874 = 119862119874 lowast 1 [m
3N] (12)
11988111986211987421198621198674 = 1198621198674 lowast 1 [m3
N] (13)
11988111986211987421198621198742 = 1198621198742 [m
3N] (14)
1198811198621198742 119905119900119905119886119897 = 1198811198621198742119862119874 + 1198811198621198742
1198621198674 + 11988111986211987421198621198742
[m3
N] (15)
11988111986721198741198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3
N] (16)
119881119867201198672 = 1198672 lowast 1 [m3
N] (17)
1198811198672119874 119905119900119905119886119897 = 11988111986721198741198621198674 + 11988111986720
1198672 [m3N] (18)
Tabelul 5 Volumul de gaze obţinute icircn urma arderii
Gaz m3N de gaz
m3N de substanțe chimice
CO2 H2O N2
CO 1890 1890 000 3555
CH4 068 068 136 511
H2 1749 000 1749 3290
N2 5251 - - 5251
CO2 1042 1042 - -
Total 10000 3000 1885 12607
212 Calculul arderii reale a combustibilului
111 Calculul arderii reale a gazului de sinteză s-a efectuat pornind de la parametrii
prestabiliţi prezentați icircn Tabelul 6 iar ecuațiile utilizate pentru determinarea produșilor de
ardere a participațiilor procentuale volumice și masice ale componentelor arderii și a
exponentului adiabatic sunt prezentate icircn Tabelul 7
Tabelul 6 Parametrii prestabiliți calcul ardere reală gaz de sinteză
Nrcrt Parametru Valoare UM
1 Presiunea p0 = 10132 bar
2 Temperatura t0 = 15 ˚C
3 Temperatura absolută T0 = 28815 K
4 Umiditatea aerului x = 10 g m3N
5 Excesul de aer λ = 11 -
6 Volumul molar Vμ0 = 22414 m3kmol
7 Presiunea de ieşire CA p3 = 112 bar
8 Temperatura de ieşire CA T3 = 950 K
Tabelul 7 Relații de calcul ardere reală a gazului de sinteză
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Bilanțul produșilor de ardere
Densitatea gazului de sinteză ρ =
119862119874
100lowast
M119862119874
V1205830
+ CH4
100lowast
1198721198621198674
V1205830
+ 1198672
100 lowast
1198721198672
V1205830
+
11986221198676
100lowast
11987211986221198676
V1205830
+ 1198732
100lowast
1198721198732
V1205830
+ 1198621198742
100lowast
1198721198621198742
V1205830
kgm3 (19)
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
5
crește pacircnă la un raport ER = 04 atacirct pentru gazeificarea cu aer cacirct și pentru gazeificarea cu
oxigen
Figura 1 Compoziția singazului icircn cazul
gazeificării cu aer Figura 2 Compoziția singazului icircn cazul
gazeificării cu oxigen
Figura 3 LHV și energia termică conținută de
singaz icircn cazul gazeificării cu aer Figura 4 LHV și energia termică conținută de
singaz icircn cazul gazeificării cu oxigen
Puterea calorifică inferioară a singazului obținut scade odată cu creșterea raportului ER
și pentru aer și pentru oxigen din cauza scăderii concentraței de CH4 icircn singaz Energia termică
conținută icircn singaz a fost determinată ca și produsul dintre puterea calorifică inferioară și
debitul masic de singaz produs Astfel chiar dacă puterea calorifică inferioară are o alură
descendentă energia termică conținută de către singaz are o valoare maximă pentru
gazeificarea cu aer la un raport ER = 04 iar pentru gazeificarea cu oxigen la un raport ER =
035 (Figurile 4 și 5)
6
Figura 5 Puterea termică conținută icircn singaz icircn
cazul gazeificării cu aeroxigen Figura 6 Eficiența generării de singaz icircn cazul
gazeificării cu aeroxigen
Icircn figura 5 este reprezentată puterea termică conţinută de către gazul de sinteză se
observă că aceasta este mai mare icircn cazul gazeificării cu oxigen datorită unui conţinut mai
mare de hidrogen icircn gazul obținut astfel icircnsă gazeificarea cu oxigen implică costuri de
investiție mai mari ca urmare a existenţei unităţii de separare a oxigenului din aer Icircn figura 6
este reprezentată variația eficienței generării gazului de sinteză calculată cu relația (3) Variația
eficienței regenerării singazului are aceeaşi alură ca și variația puterii termice și a energiei
termice raportul echivalent optim pentru care se obțin valorile maxime pentru aceste mărimi
fiind de 04 pentru gazeificarea cu aer și de 035 pentru gazeificarea cu oxigen
119864119891119894119888119894119890119899ță119904119894119899119892119886119911 =119871119867119881119904119894119899119892119886119911times119904119894119899119892119886119911
119871119867119881119887119894119900119898119886119904ătimes119887119894119900119898119886119904ătimes 100 [] (3)
unde LHV ndash reprezintă puterea calorifică inferioară a singazului respectiv a biomasei icircn
kJkg ndash reprezintă debitul orar de singaz respectiv de biomasă icircn kgh
Pentru maximizarea calității gazului de sinteză produs icircn vederea valorificării
energetice a acestuia se integrează un reactor de conversie a CO icircn H2 și CO2 ulterior
separacircndu-se și CO2 obținacircndu-se astfel un gaz de sinteză bogat icircn H2
21 Determinarea performanţelor energetice ale motoarelor termice cu ardere internă a
combustibililor gazoşi
Pentru determinarea performanţelor motoarelor termice cu ardere internă s-a ales un
combustibil gazos rezultat din procesul de gazeificare a stejarului studiat icircn cadrul etapei 1
(Tabelul 1)
Tabelul 1 Compoziţia biomasei utilizată [10]
- C [] H [] N [] S [] Cenuşă []
Stejar 826 1028 2934 0161 4021
7
Modelarea procesului de gazeificare s-a realizat icircn CHEMCAD icircn scopul determinării
compoziţiei gazului de sinteză obţinut Icircn figura de mai jos se prezintă variaţia puterii calorifice
inferioare a gazului de sinteză imediat după reactorul de gazeificare cu raportul ER (schema
procesului de gazeificare este reprezentată icircn prima etapă)
Figura 1 Variaţia puterii calorifice inferioare icircn funcţie de raportul ER
Icircn figura 2 se prezintă variaţia compoziţiei gazului de sinteză icircn funcţie de raportul ER
icircnainte de unitatea de conversie a monoxidului de carbon icircn hidrogen De asemenea se prezintă
influenţa debitului de abur icircn procesul de transformare asupra compoziţiei gazului de sinteză
icircn acest caz s-a considerat un debit de abur de 6000 kgh (Figura 3)
Figura 2 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER icircnainte de reactorul de conversie
CO icircn H2
y = 19068x2 - 20604x + 81869Rsup2 = 09995
2500
3000
3500
4000
4500
5000
02 025 03 035 04 045 05 055
Pu
tere
a ca
lori
fica
infe
rio
ara
[kJ
kg]
ER (molmol)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
A
8
Figura 3 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER după reactorul de conversie CO icircn
H2 pentru un debit de abur injectat icircn reactorul de conversie
Icircn tabelul 2 se prezintă compoziţia gazului de sinteză rezultat după procesul de
gazeificare și icircnainte de integrarea reactorului de conversie a CO și a procesului de captare a
CO2 puterea calorifică inferioară a acestuia fiind de 404456 kJkg această compoziție fiind
luată icircn considerare icircn calculele următoare
Tabelul 2 Compoziţia gazului de sinteză
Element Valoare []
CO 1890
CH4 068
H2 1749
N2 5251
CO2 1042
211 Calculul arderii teoretice a combustibilului
Motoarul grupului electrogen va folosi drept combustibil gazul de sinteză provenit din
gazeificare biomasei cu compoziția volumică prezentată icircn Tabelul 2 Calculul arderii
combustibilului a fost efectuat icircn ipoteza excesului de aer (λ) ca avacircnd valoarea 1
(stoechiometric)
Principalele reacții ale arderii combustibilului (gazului de sinteză) sunt următoarele
CO + 1
2 O2 rarr CO2 (1)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
05
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
CO CO2 H2O
B
9
CH4 + 2 O2 rarr CO2 + 2 H2O (2)
H2 + 1
2 O2 rarr H2O (3)
Pentru determinarea volumului de oxigen necesar arderii gazului de sinteză s-a calculat
suma produselor dintre concentraţiile elementare ale gazului de sinteză şi coeficienţii
stoechiometrici ai oxigenului rezultaţi din reacţiile 4-7
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast1
2 [m3
N] (4)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3N] (5)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast1
2 [m3
N] (6)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (7)
Volumele de oxigen necesare arderii atacirct pentru fiecare element al gazului de sinteză
cacirct și oxigenul total necesar sunt prezentate icircn Tabelul 3
Tabelul 3 Volumul de O2 necesar arderii
Gaz m3N de gaz O2 necesar arderii teoretice m3
N
CO 1890 945
CH4 068 136
H2 1749 875
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 1956
Icircn continuare este prezentat modul de calcul al azotului introdus odată cu aerul necesar
arderii (reacțiile 8-11) iar icircn Tabelul 4 sunt centralizate rezultatele obținute
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast 18809 [m3N] (8)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 752 [m3N] (9)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast (1
2
021minus
1
2) [m3
N] (10)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (11)
Tabelul 4 Volumul total de N2
Gaz m3N de gaz
N2 adus de oxigenul
din aer m3N
CO 1890 3555
CH4 068 511
H2 1749 3290
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 7356
Icircn continuare s-au calculat produșii de reacție obținuți icircn urma arderii cantitatea de CO2
și de H2O (reacțiile 12-18 respectiv Tabelul 5)
10
1198811198621198742119862119874 = 119862119874 lowast 1 [m
3N] (12)
11988111986211987421198621198674 = 1198621198674 lowast 1 [m3
N] (13)
11988111986211987421198621198742 = 1198621198742 [m
3N] (14)
1198811198621198742 119905119900119905119886119897 = 1198811198621198742119862119874 + 1198811198621198742
1198621198674 + 11988111986211987421198621198742
[m3
N] (15)
11988111986721198741198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3
N] (16)
119881119867201198672 = 1198672 lowast 1 [m3
N] (17)
1198811198672119874 119905119900119905119886119897 = 11988111986721198741198621198674 + 11988111986720
1198672 [m3N] (18)
Tabelul 5 Volumul de gaze obţinute icircn urma arderii
Gaz m3N de gaz
m3N de substanțe chimice
CO2 H2O N2
CO 1890 1890 000 3555
CH4 068 068 136 511
H2 1749 000 1749 3290
N2 5251 - - 5251
CO2 1042 1042 - -
Total 10000 3000 1885 12607
212 Calculul arderii reale a combustibilului
111 Calculul arderii reale a gazului de sinteză s-a efectuat pornind de la parametrii
prestabiliţi prezentați icircn Tabelul 6 iar ecuațiile utilizate pentru determinarea produșilor de
ardere a participațiilor procentuale volumice și masice ale componentelor arderii și a
exponentului adiabatic sunt prezentate icircn Tabelul 7
Tabelul 6 Parametrii prestabiliți calcul ardere reală gaz de sinteză
Nrcrt Parametru Valoare UM
1 Presiunea p0 = 10132 bar
2 Temperatura t0 = 15 ˚C
3 Temperatura absolută T0 = 28815 K
4 Umiditatea aerului x = 10 g m3N
5 Excesul de aer λ = 11 -
6 Volumul molar Vμ0 = 22414 m3kmol
7 Presiunea de ieşire CA p3 = 112 bar
8 Temperatura de ieşire CA T3 = 950 K
Tabelul 7 Relații de calcul ardere reală a gazului de sinteză
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Bilanțul produșilor de ardere
Densitatea gazului de sinteză ρ =
119862119874
100lowast
M119862119874
V1205830
+ CH4
100lowast
1198721198621198674
V1205830
+ 1198672
100 lowast
1198721198672
V1205830
+
11986221198676
100lowast
11987211986221198676
V1205830
+ 1198732
100lowast
1198721198732
V1205830
+ 1198621198742
100lowast
1198721198621198742
V1205830
kgm3 (19)
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
6
Figura 5 Puterea termică conținută icircn singaz icircn
cazul gazeificării cu aeroxigen Figura 6 Eficiența generării de singaz icircn cazul
gazeificării cu aeroxigen
Icircn figura 5 este reprezentată puterea termică conţinută de către gazul de sinteză se
observă că aceasta este mai mare icircn cazul gazeificării cu oxigen datorită unui conţinut mai
mare de hidrogen icircn gazul obținut astfel icircnsă gazeificarea cu oxigen implică costuri de
investiție mai mari ca urmare a existenţei unităţii de separare a oxigenului din aer Icircn figura 6
este reprezentată variația eficienței generării gazului de sinteză calculată cu relația (3) Variația
eficienței regenerării singazului are aceeaşi alură ca și variația puterii termice și a energiei
termice raportul echivalent optim pentru care se obțin valorile maxime pentru aceste mărimi
fiind de 04 pentru gazeificarea cu aer și de 035 pentru gazeificarea cu oxigen
119864119891119894119888119894119890119899ță119904119894119899119892119886119911 =119871119867119881119904119894119899119892119886119911times119904119894119899119892119886119911
119871119867119881119887119894119900119898119886119904ătimes119887119894119900119898119886119904ătimes 100 [] (3)
unde LHV ndash reprezintă puterea calorifică inferioară a singazului respectiv a biomasei icircn
kJkg ndash reprezintă debitul orar de singaz respectiv de biomasă icircn kgh
Pentru maximizarea calității gazului de sinteză produs icircn vederea valorificării
energetice a acestuia se integrează un reactor de conversie a CO icircn H2 și CO2 ulterior
separacircndu-se și CO2 obținacircndu-se astfel un gaz de sinteză bogat icircn H2
21 Determinarea performanţelor energetice ale motoarelor termice cu ardere internă a
combustibililor gazoşi
Pentru determinarea performanţelor motoarelor termice cu ardere internă s-a ales un
combustibil gazos rezultat din procesul de gazeificare a stejarului studiat icircn cadrul etapei 1
(Tabelul 1)
Tabelul 1 Compoziţia biomasei utilizată [10]
- C [] H [] N [] S [] Cenuşă []
Stejar 826 1028 2934 0161 4021
7
Modelarea procesului de gazeificare s-a realizat icircn CHEMCAD icircn scopul determinării
compoziţiei gazului de sinteză obţinut Icircn figura de mai jos se prezintă variaţia puterii calorifice
inferioare a gazului de sinteză imediat după reactorul de gazeificare cu raportul ER (schema
procesului de gazeificare este reprezentată icircn prima etapă)
Figura 1 Variaţia puterii calorifice inferioare icircn funcţie de raportul ER
Icircn figura 2 se prezintă variaţia compoziţiei gazului de sinteză icircn funcţie de raportul ER
icircnainte de unitatea de conversie a monoxidului de carbon icircn hidrogen De asemenea se prezintă
influenţa debitului de abur icircn procesul de transformare asupra compoziţiei gazului de sinteză
icircn acest caz s-a considerat un debit de abur de 6000 kgh (Figura 3)
Figura 2 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER icircnainte de reactorul de conversie
CO icircn H2
y = 19068x2 - 20604x + 81869Rsup2 = 09995
2500
3000
3500
4000
4500
5000
02 025 03 035 04 045 05 055
Pu
tere
a ca
lori
fica
infe
rio
ara
[kJ
kg]
ER (molmol)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
A
8
Figura 3 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER după reactorul de conversie CO icircn
H2 pentru un debit de abur injectat icircn reactorul de conversie
Icircn tabelul 2 se prezintă compoziţia gazului de sinteză rezultat după procesul de
gazeificare și icircnainte de integrarea reactorului de conversie a CO și a procesului de captare a
CO2 puterea calorifică inferioară a acestuia fiind de 404456 kJkg această compoziție fiind
luată icircn considerare icircn calculele următoare
Tabelul 2 Compoziţia gazului de sinteză
Element Valoare []
CO 1890
CH4 068
H2 1749
N2 5251
CO2 1042
211 Calculul arderii teoretice a combustibilului
Motoarul grupului electrogen va folosi drept combustibil gazul de sinteză provenit din
gazeificare biomasei cu compoziția volumică prezentată icircn Tabelul 2 Calculul arderii
combustibilului a fost efectuat icircn ipoteza excesului de aer (λ) ca avacircnd valoarea 1
(stoechiometric)
Principalele reacții ale arderii combustibilului (gazului de sinteză) sunt următoarele
CO + 1
2 O2 rarr CO2 (1)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
05
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
CO CO2 H2O
B
9
CH4 + 2 O2 rarr CO2 + 2 H2O (2)
H2 + 1
2 O2 rarr H2O (3)
Pentru determinarea volumului de oxigen necesar arderii gazului de sinteză s-a calculat
suma produselor dintre concentraţiile elementare ale gazului de sinteză şi coeficienţii
stoechiometrici ai oxigenului rezultaţi din reacţiile 4-7
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast1
2 [m3
N] (4)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3N] (5)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast1
2 [m3
N] (6)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (7)
Volumele de oxigen necesare arderii atacirct pentru fiecare element al gazului de sinteză
cacirct și oxigenul total necesar sunt prezentate icircn Tabelul 3
Tabelul 3 Volumul de O2 necesar arderii
Gaz m3N de gaz O2 necesar arderii teoretice m3
N
CO 1890 945
CH4 068 136
H2 1749 875
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 1956
Icircn continuare este prezentat modul de calcul al azotului introdus odată cu aerul necesar
arderii (reacțiile 8-11) iar icircn Tabelul 4 sunt centralizate rezultatele obținute
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast 18809 [m3N] (8)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 752 [m3N] (9)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast (1
2
021minus
1
2) [m3
N] (10)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (11)
Tabelul 4 Volumul total de N2
Gaz m3N de gaz
N2 adus de oxigenul
din aer m3N
CO 1890 3555
CH4 068 511
H2 1749 3290
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 7356
Icircn continuare s-au calculat produșii de reacție obținuți icircn urma arderii cantitatea de CO2
și de H2O (reacțiile 12-18 respectiv Tabelul 5)
10
1198811198621198742119862119874 = 119862119874 lowast 1 [m
3N] (12)
11988111986211987421198621198674 = 1198621198674 lowast 1 [m3
N] (13)
11988111986211987421198621198742 = 1198621198742 [m
3N] (14)
1198811198621198742 119905119900119905119886119897 = 1198811198621198742119862119874 + 1198811198621198742
1198621198674 + 11988111986211987421198621198742
[m3
N] (15)
11988111986721198741198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3
N] (16)
119881119867201198672 = 1198672 lowast 1 [m3
N] (17)
1198811198672119874 119905119900119905119886119897 = 11988111986721198741198621198674 + 11988111986720
1198672 [m3N] (18)
Tabelul 5 Volumul de gaze obţinute icircn urma arderii
Gaz m3N de gaz
m3N de substanțe chimice
CO2 H2O N2
CO 1890 1890 000 3555
CH4 068 068 136 511
H2 1749 000 1749 3290
N2 5251 - - 5251
CO2 1042 1042 - -
Total 10000 3000 1885 12607
212 Calculul arderii reale a combustibilului
111 Calculul arderii reale a gazului de sinteză s-a efectuat pornind de la parametrii
prestabiliţi prezentați icircn Tabelul 6 iar ecuațiile utilizate pentru determinarea produșilor de
ardere a participațiilor procentuale volumice și masice ale componentelor arderii și a
exponentului adiabatic sunt prezentate icircn Tabelul 7
Tabelul 6 Parametrii prestabiliți calcul ardere reală gaz de sinteză
Nrcrt Parametru Valoare UM
1 Presiunea p0 = 10132 bar
2 Temperatura t0 = 15 ˚C
3 Temperatura absolută T0 = 28815 K
4 Umiditatea aerului x = 10 g m3N
5 Excesul de aer λ = 11 -
6 Volumul molar Vμ0 = 22414 m3kmol
7 Presiunea de ieşire CA p3 = 112 bar
8 Temperatura de ieşire CA T3 = 950 K
Tabelul 7 Relații de calcul ardere reală a gazului de sinteză
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Bilanțul produșilor de ardere
Densitatea gazului de sinteză ρ =
119862119874
100lowast
M119862119874
V1205830
+ CH4
100lowast
1198721198621198674
V1205830
+ 1198672
100 lowast
1198721198672
V1205830
+
11986221198676
100lowast
11987211986221198676
V1205830
+ 1198732
100lowast
1198721198732
V1205830
+ 1198621198742
100lowast
1198721198621198742
V1205830
kgm3 (19)
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
7
Modelarea procesului de gazeificare s-a realizat icircn CHEMCAD icircn scopul determinării
compoziţiei gazului de sinteză obţinut Icircn figura de mai jos se prezintă variaţia puterii calorifice
inferioare a gazului de sinteză imediat după reactorul de gazeificare cu raportul ER (schema
procesului de gazeificare este reprezentată icircn prima etapă)
Figura 1 Variaţia puterii calorifice inferioare icircn funcţie de raportul ER
Icircn figura 2 se prezintă variaţia compoziţiei gazului de sinteză icircn funcţie de raportul ER
icircnainte de unitatea de conversie a monoxidului de carbon icircn hidrogen De asemenea se prezintă
influenţa debitului de abur icircn procesul de transformare asupra compoziţiei gazului de sinteză
icircn acest caz s-a considerat un debit de abur de 6000 kgh (Figura 3)
Figura 2 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER icircnainte de reactorul de conversie
CO icircn H2
y = 19068x2 - 20604x + 81869Rsup2 = 09995
2500
3000
3500
4000
4500
5000
02 025 03 035 04 045 05 055
Pu
tere
a ca
lori
fica
infe
rio
ara
[kJ
kg]
ER (molmol)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
A
8
Figura 3 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER după reactorul de conversie CO icircn
H2 pentru un debit de abur injectat icircn reactorul de conversie
Icircn tabelul 2 se prezintă compoziţia gazului de sinteză rezultat după procesul de
gazeificare și icircnainte de integrarea reactorului de conversie a CO și a procesului de captare a
CO2 puterea calorifică inferioară a acestuia fiind de 404456 kJkg această compoziție fiind
luată icircn considerare icircn calculele următoare
Tabelul 2 Compoziţia gazului de sinteză
Element Valoare []
CO 1890
CH4 068
H2 1749
N2 5251
CO2 1042
211 Calculul arderii teoretice a combustibilului
Motoarul grupului electrogen va folosi drept combustibil gazul de sinteză provenit din
gazeificare biomasei cu compoziția volumică prezentată icircn Tabelul 2 Calculul arderii
combustibilului a fost efectuat icircn ipoteza excesului de aer (λ) ca avacircnd valoarea 1
(stoechiometric)
Principalele reacții ale arderii combustibilului (gazului de sinteză) sunt următoarele
CO + 1
2 O2 rarr CO2 (1)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
05
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
CO CO2 H2O
B
9
CH4 + 2 O2 rarr CO2 + 2 H2O (2)
H2 + 1
2 O2 rarr H2O (3)
Pentru determinarea volumului de oxigen necesar arderii gazului de sinteză s-a calculat
suma produselor dintre concentraţiile elementare ale gazului de sinteză şi coeficienţii
stoechiometrici ai oxigenului rezultaţi din reacţiile 4-7
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast1
2 [m3
N] (4)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3N] (5)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast1
2 [m3
N] (6)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (7)
Volumele de oxigen necesare arderii atacirct pentru fiecare element al gazului de sinteză
cacirct și oxigenul total necesar sunt prezentate icircn Tabelul 3
Tabelul 3 Volumul de O2 necesar arderii
Gaz m3N de gaz O2 necesar arderii teoretice m3
N
CO 1890 945
CH4 068 136
H2 1749 875
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 1956
Icircn continuare este prezentat modul de calcul al azotului introdus odată cu aerul necesar
arderii (reacțiile 8-11) iar icircn Tabelul 4 sunt centralizate rezultatele obținute
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast 18809 [m3N] (8)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 752 [m3N] (9)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast (1
2
021minus
1
2) [m3
N] (10)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (11)
Tabelul 4 Volumul total de N2
Gaz m3N de gaz
N2 adus de oxigenul
din aer m3N
CO 1890 3555
CH4 068 511
H2 1749 3290
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 7356
Icircn continuare s-au calculat produșii de reacție obținuți icircn urma arderii cantitatea de CO2
și de H2O (reacțiile 12-18 respectiv Tabelul 5)
10
1198811198621198742119862119874 = 119862119874 lowast 1 [m
3N] (12)
11988111986211987421198621198674 = 1198621198674 lowast 1 [m3
N] (13)
11988111986211987421198621198742 = 1198621198742 [m
3N] (14)
1198811198621198742 119905119900119905119886119897 = 1198811198621198742119862119874 + 1198811198621198742
1198621198674 + 11988111986211987421198621198742
[m3
N] (15)
11988111986721198741198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3
N] (16)
119881119867201198672 = 1198672 lowast 1 [m3
N] (17)
1198811198672119874 119905119900119905119886119897 = 11988111986721198741198621198674 + 11988111986720
1198672 [m3N] (18)
Tabelul 5 Volumul de gaze obţinute icircn urma arderii
Gaz m3N de gaz
m3N de substanțe chimice
CO2 H2O N2
CO 1890 1890 000 3555
CH4 068 068 136 511
H2 1749 000 1749 3290
N2 5251 - - 5251
CO2 1042 1042 - -
Total 10000 3000 1885 12607
212 Calculul arderii reale a combustibilului
111 Calculul arderii reale a gazului de sinteză s-a efectuat pornind de la parametrii
prestabiliţi prezentați icircn Tabelul 6 iar ecuațiile utilizate pentru determinarea produșilor de
ardere a participațiilor procentuale volumice și masice ale componentelor arderii și a
exponentului adiabatic sunt prezentate icircn Tabelul 7
Tabelul 6 Parametrii prestabiliți calcul ardere reală gaz de sinteză
Nrcrt Parametru Valoare UM
1 Presiunea p0 = 10132 bar
2 Temperatura t0 = 15 ˚C
3 Temperatura absolută T0 = 28815 K
4 Umiditatea aerului x = 10 g m3N
5 Excesul de aer λ = 11 -
6 Volumul molar Vμ0 = 22414 m3kmol
7 Presiunea de ieşire CA p3 = 112 bar
8 Temperatura de ieşire CA T3 = 950 K
Tabelul 7 Relații de calcul ardere reală a gazului de sinteză
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Bilanțul produșilor de ardere
Densitatea gazului de sinteză ρ =
119862119874
100lowast
M119862119874
V1205830
+ CH4
100lowast
1198721198621198674
V1205830
+ 1198672
100 lowast
1198721198672
V1205830
+
11986221198676
100lowast
11987211986221198676
V1205830
+ 1198732
100lowast
1198721198732
V1205830
+ 1198621198742
100lowast
1198721198621198742
V1205830
kgm3 (19)
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
8
Figura 3 Variaţia compoziţiei singazului icircn funcţie de raportul ER după reactorul de conversie CO icircn
H2 pentru un debit de abur injectat icircn reactorul de conversie
Icircn tabelul 2 se prezintă compoziţia gazului de sinteză rezultat după procesul de
gazeificare și icircnainte de integrarea reactorului de conversie a CO și a procesului de captare a
CO2 puterea calorifică inferioară a acestuia fiind de 404456 kJkg această compoziție fiind
luată icircn considerare icircn calculele următoare
Tabelul 2 Compoziţia gazului de sinteză
Element Valoare []
CO 1890
CH4 068
H2 1749
N2 5251
CO2 1042
211 Calculul arderii teoretice a combustibilului
Motoarul grupului electrogen va folosi drept combustibil gazul de sinteză provenit din
gazeificare biomasei cu compoziția volumică prezentată icircn Tabelul 2 Calculul arderii
combustibilului a fost efectuat icircn ipoteza excesului de aer (λ) ca avacircnd valoarea 1
(stoechiometric)
Principalele reacții ale arderii combustibilului (gazului de sinteză) sunt următoarele
CO + 1
2 O2 rarr CO2 (1)
0
005
01
015
02
025
03
035
04
045
05
005 01 015 02 025 03 035
Syn
gas
com
po
siti
on
[m
ol
]
ER = AirrAirst [kgair_rkgair_st]
H2 CH4 N2
CO CO2 H2O
B
9
CH4 + 2 O2 rarr CO2 + 2 H2O (2)
H2 + 1
2 O2 rarr H2O (3)
Pentru determinarea volumului de oxigen necesar arderii gazului de sinteză s-a calculat
suma produselor dintre concentraţiile elementare ale gazului de sinteză şi coeficienţii
stoechiometrici ai oxigenului rezultaţi din reacţiile 4-7
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast1
2 [m3
N] (4)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3N] (5)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast1
2 [m3
N] (6)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (7)
Volumele de oxigen necesare arderii atacirct pentru fiecare element al gazului de sinteză
cacirct și oxigenul total necesar sunt prezentate icircn Tabelul 3
Tabelul 3 Volumul de O2 necesar arderii
Gaz m3N de gaz O2 necesar arderii teoretice m3
N
CO 1890 945
CH4 068 136
H2 1749 875
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 1956
Icircn continuare este prezentat modul de calcul al azotului introdus odată cu aerul necesar
arderii (reacțiile 8-11) iar icircn Tabelul 4 sunt centralizate rezultatele obținute
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast 18809 [m3N] (8)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 752 [m3N] (9)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast (1
2
021minus
1
2) [m3
N] (10)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (11)
Tabelul 4 Volumul total de N2
Gaz m3N de gaz
N2 adus de oxigenul
din aer m3N
CO 1890 3555
CH4 068 511
H2 1749 3290
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 7356
Icircn continuare s-au calculat produșii de reacție obținuți icircn urma arderii cantitatea de CO2
și de H2O (reacțiile 12-18 respectiv Tabelul 5)
10
1198811198621198742119862119874 = 119862119874 lowast 1 [m
3N] (12)
11988111986211987421198621198674 = 1198621198674 lowast 1 [m3
N] (13)
11988111986211987421198621198742 = 1198621198742 [m
3N] (14)
1198811198621198742 119905119900119905119886119897 = 1198811198621198742119862119874 + 1198811198621198742
1198621198674 + 11988111986211987421198621198742
[m3
N] (15)
11988111986721198741198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3
N] (16)
119881119867201198672 = 1198672 lowast 1 [m3
N] (17)
1198811198672119874 119905119900119905119886119897 = 11988111986721198741198621198674 + 11988111986720
1198672 [m3N] (18)
Tabelul 5 Volumul de gaze obţinute icircn urma arderii
Gaz m3N de gaz
m3N de substanțe chimice
CO2 H2O N2
CO 1890 1890 000 3555
CH4 068 068 136 511
H2 1749 000 1749 3290
N2 5251 - - 5251
CO2 1042 1042 - -
Total 10000 3000 1885 12607
212 Calculul arderii reale a combustibilului
111 Calculul arderii reale a gazului de sinteză s-a efectuat pornind de la parametrii
prestabiliţi prezentați icircn Tabelul 6 iar ecuațiile utilizate pentru determinarea produșilor de
ardere a participațiilor procentuale volumice și masice ale componentelor arderii și a
exponentului adiabatic sunt prezentate icircn Tabelul 7
Tabelul 6 Parametrii prestabiliți calcul ardere reală gaz de sinteză
Nrcrt Parametru Valoare UM
1 Presiunea p0 = 10132 bar
2 Temperatura t0 = 15 ˚C
3 Temperatura absolută T0 = 28815 K
4 Umiditatea aerului x = 10 g m3N
5 Excesul de aer λ = 11 -
6 Volumul molar Vμ0 = 22414 m3kmol
7 Presiunea de ieşire CA p3 = 112 bar
8 Temperatura de ieşire CA T3 = 950 K
Tabelul 7 Relații de calcul ardere reală a gazului de sinteză
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Bilanțul produșilor de ardere
Densitatea gazului de sinteză ρ =
119862119874
100lowast
M119862119874
V1205830
+ CH4
100lowast
1198721198621198674
V1205830
+ 1198672
100 lowast
1198721198672
V1205830
+
11986221198676
100lowast
11987211986221198676
V1205830
+ 1198732
100lowast
1198721198732
V1205830
+ 1198621198742
100lowast
1198721198621198742
V1205830
kgm3 (19)
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
9
CH4 + 2 O2 rarr CO2 + 2 H2O (2)
H2 + 1
2 O2 rarr H2O (3)
Pentru determinarea volumului de oxigen necesar arderii gazului de sinteză s-a calculat
suma produselor dintre concentraţiile elementare ale gazului de sinteză şi coeficienţii
stoechiometrici ai oxigenului rezultaţi din reacţiile 4-7
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast1
2 [m3
N] (4)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3N] (5)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast1
2 [m3
N] (6)
1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (7)
Volumele de oxigen necesare arderii atacirct pentru fiecare element al gazului de sinteză
cacirct și oxigenul total necesar sunt prezentate icircn Tabelul 3
Tabelul 3 Volumul de O2 necesar arderii
Gaz m3N de gaz O2 necesar arderii teoretice m3
N
CO 1890 945
CH4 068 136
H2 1749 875
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 1956
Icircn continuare este prezentat modul de calcul al azotului introdus odată cu aerul necesar
arderii (reacțiile 8-11) iar icircn Tabelul 4 sunt centralizate rezultatele obținute
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 = 119862119874 lowast 18809 [m3N] (8)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 = 1198621198674 lowast 752 [m3N] (9)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 = 1198672 lowast (1
2
021minus
1
2) [m3
N] (10)
1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 = 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 119862119874 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198621198674 + 1198811198732 119899119890119888119890119904119886119903 1198672 [m3N] (11)
Tabelul 4 Volumul total de N2
Gaz m3N de gaz
N2 adus de oxigenul
din aer m3N
CO 1890 3555
CH4 068 511
H2 1749 3290
N2 5251 -
CO2 1042 -
Total 10000 7356
Icircn continuare s-au calculat produșii de reacție obținuți icircn urma arderii cantitatea de CO2
și de H2O (reacțiile 12-18 respectiv Tabelul 5)
10
1198811198621198742119862119874 = 119862119874 lowast 1 [m
3N] (12)
11988111986211987421198621198674 = 1198621198674 lowast 1 [m3
N] (13)
11988111986211987421198621198742 = 1198621198742 [m
3N] (14)
1198811198621198742 119905119900119905119886119897 = 1198811198621198742119862119874 + 1198811198621198742
1198621198674 + 11988111986211987421198621198742
[m3
N] (15)
11988111986721198741198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3
N] (16)
119881119867201198672 = 1198672 lowast 1 [m3
N] (17)
1198811198672119874 119905119900119905119886119897 = 11988111986721198741198621198674 + 11988111986720
1198672 [m3N] (18)
Tabelul 5 Volumul de gaze obţinute icircn urma arderii
Gaz m3N de gaz
m3N de substanțe chimice
CO2 H2O N2
CO 1890 1890 000 3555
CH4 068 068 136 511
H2 1749 000 1749 3290
N2 5251 - - 5251
CO2 1042 1042 - -
Total 10000 3000 1885 12607
212 Calculul arderii reale a combustibilului
111 Calculul arderii reale a gazului de sinteză s-a efectuat pornind de la parametrii
prestabiliţi prezentați icircn Tabelul 6 iar ecuațiile utilizate pentru determinarea produșilor de
ardere a participațiilor procentuale volumice și masice ale componentelor arderii și a
exponentului adiabatic sunt prezentate icircn Tabelul 7
Tabelul 6 Parametrii prestabiliți calcul ardere reală gaz de sinteză
Nrcrt Parametru Valoare UM
1 Presiunea p0 = 10132 bar
2 Temperatura t0 = 15 ˚C
3 Temperatura absolută T0 = 28815 K
4 Umiditatea aerului x = 10 g m3N
5 Excesul de aer λ = 11 -
6 Volumul molar Vμ0 = 22414 m3kmol
7 Presiunea de ieşire CA p3 = 112 bar
8 Temperatura de ieşire CA T3 = 950 K
Tabelul 7 Relații de calcul ardere reală a gazului de sinteză
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Bilanțul produșilor de ardere
Densitatea gazului de sinteză ρ =
119862119874
100lowast
M119862119874
V1205830
+ CH4
100lowast
1198721198621198674
V1205830
+ 1198672
100 lowast
1198721198672
V1205830
+
11986221198676
100lowast
11987211986221198676
V1205830
+ 1198732
100lowast
1198721198732
V1205830
+ 1198621198742
100lowast
1198721198621198742
V1205830
kgm3 (19)
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
10
1198811198621198742119862119874 = 119862119874 lowast 1 [m
3N] (12)
11988111986211987421198621198674 = 1198621198674 lowast 1 [m3
N] (13)
11988111986211987421198621198742 = 1198621198742 [m
3N] (14)
1198811198621198742 119905119900119905119886119897 = 1198811198621198742119862119874 + 1198811198621198742
1198621198674 + 11988111986211987421198621198742
[m3
N] (15)
11988111986721198741198621198674 = 1198621198674 lowast 2 [m3
N] (16)
119881119867201198672 = 1198672 lowast 1 [m3
N] (17)
1198811198672119874 119905119900119905119886119897 = 11988111986721198741198621198674 + 11988111986720
1198672 [m3N] (18)
Tabelul 5 Volumul de gaze obţinute icircn urma arderii
Gaz m3N de gaz
m3N de substanțe chimice
CO2 H2O N2
CO 1890 1890 000 3555
CH4 068 068 136 511
H2 1749 000 1749 3290
N2 5251 - - 5251
CO2 1042 1042 - -
Total 10000 3000 1885 12607
212 Calculul arderii reale a combustibilului
111 Calculul arderii reale a gazului de sinteză s-a efectuat pornind de la parametrii
prestabiliţi prezentați icircn Tabelul 6 iar ecuațiile utilizate pentru determinarea produșilor de
ardere a participațiilor procentuale volumice și masice ale componentelor arderii și a
exponentului adiabatic sunt prezentate icircn Tabelul 7
Tabelul 6 Parametrii prestabiliți calcul ardere reală gaz de sinteză
Nrcrt Parametru Valoare UM
1 Presiunea p0 = 10132 bar
2 Temperatura t0 = 15 ˚C
3 Temperatura absolută T0 = 28815 K
4 Umiditatea aerului x = 10 g m3N
5 Excesul de aer λ = 11 -
6 Volumul molar Vμ0 = 22414 m3kmol
7 Presiunea de ieşire CA p3 = 112 bar
8 Temperatura de ieşire CA T3 = 950 K
Tabelul 7 Relații de calcul ardere reală a gazului de sinteză
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Bilanțul produșilor de ardere
Densitatea gazului de sinteză ρ =
119862119874
100lowast
M119862119874
V1205830
+ CH4
100lowast
1198721198621198674
V1205830
+ 1198672
100 lowast
1198721198672
V1205830
+
11986221198676
100lowast
11987211986221198676
V1205830
+ 1198732
100lowast
1198721198732
V1205830
+ 1198621198742
100lowast
1198721198621198742
V1205830
kgm3 (19)
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
11
Volumul stoechiometric de
oxigen necesar arderii 1198811198742
0 = 1198811198742 119899119890119888119890119904119886119903 119905119900119905119886119897 lowast
ρ
100 m3
Nkg (20)
Masa stoechiometrica de oxigen
necesară arderii 1198721198742
119900 =1198721198742
V1205830
kgkg (21)
Volumul stoechiometric de aer
uscat necesar arderii 119881119886119890119903119900 =
11988111987420
021 m3
Nkg (22)
Masa stoechiometrica de aer uscat
necesară arderii 119872119886119890119903 119906119904
0 =1198721198742
0232 kgkg (23)
Volumul stoechiometric de aer
umed 119881119886119890119903 119906119899
0 (1 + 000161 lowast 119909) lowast 1198811198861198901199030 m3
Nkg (24)
Masa stoechiometrica de aer
umed necesară arderii 119872119886119890119903 119906119898
0 = 119872119886119890119903 1199061199040 + 0001 lowast 119909 kgkg (25)
Volumul real de aer real 119881119886119890119903 = λ lowast 119881119886119890119903 1199061198980 m3
Nkg (26)
Masa de aer real 119872119886119890119903 = λ lowast 119872119886119890119903 1199061198980 kgkg (27)
Volumul de CO2 1198811198621198742 = 1867 lowast 119862
100 m3
Nkg (28)
Volumul de O2 1198811198742 = 021 lowast (λ minus 1) lowast V119886119890119903 1199061199040 m3
Nkg (29)
Volumul de N2 119881_1198732 = 079 lowast λ lowast V_(119886119890119903 119906119904)^0 + 08
lowast 119873100 m3
Nkg (30)
Volumul de H2O 1198811198672119874 = 112 lowast
119867
100+ 1242 lowast
119882
100+ 000161 lowast 119909 lowast λ lowast V119886119890119903 119906119904
0
[m3Nkg (31)
Volumul real de gaze de ardere 119881119892119886 = 1198811198621198742 + 1198811198742 + 1198811198732 + 1198811198672119874 m3Nkg (32)
Participațiile procentuale volumice ale componentelor arderii
Participaţia volumică de O2 1199031198742 =1198811198742
119881119892119886 (33)
Participaţia volumică de N2 1199031198732 =1198811198732
119881119892119886 (34)
Participaţia volumică de CO2 1199031198621198742 =1198811198621198742
119881119892119886 (35)
Participaţia volumică de H2O 1199031198672119874 =1198811198672119874
119881119892119886 (36)
Participațiile procentuale masice ale componentelor arderii
Participaţia masică de O2 1198921198742 = 1199031198742 lowast1205831198742
120583119892119886 (37)
Participaţia masică de N2 1198921198732 = 1199031198732 lowast1205831198732
120583119892119886 (38)
Participaţia masică de CO2 1198921198621198742 = 1199031198621198742 lowast1205831198621198742
120583119892119886 (39)
Participaţia masică de H2O 1198921198672119874 = 1199031198672119874 lowast12058311986720
120583119892119886 (40)
Exponentul adiabatic
Densitatea gazelor de ardere in
condiţii normale ρ119892119886
0 =120583119892119886
1198811205830 kg m3
N (41)
Densitatea gazelor la ieşirea din
camera de ardere ρ119892119886 = ρ119892119886
0 lowast1198790
1198793lowast
1199013
1199010 kg m3 (42)
Constanta gazelor de ardere 119877119892119886 =119877
120583119892119886 JkgK (43)
Căldura specifică a gazelor de
ardere
119862119872_119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1205831198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1205831198621198742 lowast
1198881199011198621198742+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198732 lowast 1205831198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198672119874 lowast 1205831198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkmol
K (44)
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
12
Căldura specifică a gazelor de
ardere la presiune constantă
119888119901_119892119886 = 1199031198742 lowast 1198881199011198742+ 1199031198621198742 lowast 1198881199011198621198742
+ 1199031198732 lowast
1198881199011198732+ 1199031198732 lowast 1198881199011198732
+ 1199031198672119874 lowast 1198881199011198672119874
kJkg
K (45)
Căladura specifică a gazelor de
ardere la volum constant 119888119907_119892119886 = 119888119901_119892119886 minus 119877119892119886
kJkg
K (46)
Exponentul adiabatic al gazelor
de ardere 119896119892119886 =
119888119901_119892119886
119888119907_119892119886 - (47)
112 Cu ajutorul relațiilor de calcul prezentate icircn Tabelul 7 s-au determinat valorile
numerice ale parametrilor arderii reale a gazului de sinteză (Tabelul 8)
Tabelul 8 Calculul arderii reale
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
1 Caldura specifica CO2 cpCO2 1204044 kJkgK
2 Caldura specifica O2 cpO2 106647 kJkgK
3 Caldura specifica N2 cpN2 1143373 kJkgK
4 Caldura specifica H20 cpH20 221993 kJkgK
5 Volumul st de oxigen necesar V0O2 018 m3Nkg
6 Masa st de oxigen necesar M0O2 025 kgkg
7 Volumul st de aer uscat V0aer 0833594 Nm3kg
8 Masa st de aer uscat M0aer 1077443 kgkg
9 Volumul st de aer umed V0aer 0847015 Nm3kg
10 Masa st de aer umed M0aer 1087443 kgkg
11 Volumul de aer real Vaer 0931717 Nm3kg
12 Masa de aer real Maer 1196187 kgkg
13 Volumul de CO2 VCO2 0268558 Nm3kg
14 Volumul de O2 VO2 0017505 Nm3kg
15 Volumul de N2 VN2 1206122 Nm3kg
16 Volumul de H2O VH2O 0183507 Nm3kg
17 Volumul real de gaze de ardere Vga 1675691 Nm3kg
18 Participatia volumica de O2 rO2 104
19 Participatia volumica de N2 rN2 7198
20 Participatia volumica de CO2 rCO2 1603
21 Participatia volumica de H2O rH2O 1095
26 Masa molara a ga μga 2951094 kgkmol
26 Participatia masica de O2 gO2 113
27 Participatia masica de N2 gN2 6829
28 Participatia masica de CO2 gCO2 2390
29 Participatia masica de H2O gH2O 668
31 Densitatea ga in conditii normale ρ0ga 132 kgm3
32 Densitatea ga la iesire din CA ρga 0582469 kgm3
33 Constanta gazelor de ardere Rga 281726 JkgK
34 Caldura specifica molara a ga CM p ga 3626626 kJkmolK
35 Caldura specifica a ga la p=ct Cp ga 1270188 kJkgK
36 Caldura specifica la v=ct a ga Cv ga 0988462 kJkgK
37 Exponentul adiabatic k ga 1285014 -
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
13
213 Calculul ciclului motorului
Obiectivul acestui calcul este reprezentat de dimensionarea motorului și alegerea
numărului de motoare precum și determinarea randamentului pe care ȋl are un motor
Realizarea calculului ciclului motorului a pornit de la următorul set de date de intrare
Puterea norminală Pe = 50 [kW]
Turaţia nominală n = 3000 [rotmin]
Numarul de cilindri i = 6 [cil]
Ulterior s-au ales parametrii inițiali ai motorului și parametrii procesului de schimbare
a gazelor
Temperatura inițială aleasă anterior ȋn calculul arderii T0=28815 K
Presiunea inițială p0=10132 bar
Temperatura gazelor reziuduale Tgr=900 K
Presiunea gazelor reziduale pgr= 125 bar
Coeficientul de exces de aer λ=11
Raportul de comprimare ε=9
Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa=07 [bar]
Preȋncălzirea amestecului ΔT=15 [K]
Coeficientul de postumplere νp=115
Coeficientul de umplere ηv=085
Astfel se determină coeficientul gazelor reziduale cu datele prezentate anterior
120574119903 =(1198790+∆119879)
119879119892119903lowast
119901119892119903
(120576lowast119901119904119886lowast119899minus119901119892119903) (48)
și temperatura la sfacircrșitul admisiei
119879119886 =(1198790+∆119879+120574119903lowast119879119892119903)
(1+120574119903) [K] (49)
Parametrii procesului de comprimare și a procesului de ardere sunt prezentați icircn
continuare
Coeficientul politropic n=129
Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc care se calculează astfel
119901119888 = 119901119904119886 lowast 120576119899 [bar] (50)
Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc
119879119888 = 119879119886 lowast 120576(119899minus1) [K] (51)
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
14
Puterea calorifică inferioară a combustibilului Qi=20604056 [kJm3]
Coeficientul de utilizare al căldurii ζ=095
Coeficientul 120577 mai poartă denumirea și de coeficient de folosire a căldurii ȋn procesul
de ardere și se ȋncadrează ȋn intervalul (085-095) Acest coeficient depinde de dimensiunile
cilindrului raportul de comprimare de calitatea pulverizarii de sarcina motorului si de forma
camerei de ardere si de racire
Aerul minim necesar arderii unui kilogram de combustibil Lmin
119871119898119894119899 =1198810 119886119890119903
22414 [kmolkg] (52)
Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0
1205830 = 1 +1199051
1199052 (53)
unde t1 respectiv t2 se calculează astfel
1199051 = 021 lowast (1 minus 120582) lowast 119871119898119894119899 + (119867
400+
119874
3200) minus
1
119872 (54)
1199052 = 120582 lowast 119871119898119894119899 +1
119872 (55)
Coeficientul real de variație a masei molare μf
120583119891 = 1 +(1205830minus1)
(1+120574119903) (56)
Căldurile specifice medii s-au determinat cu ajutorul unei funcții tabelare Valorile
rezultate pentru acestea sunt
Caldura specifică CO2 cpCO2=1402 [kJkgK]
Caldura specifică O2 cpO2=1236 [kJkgK]
Caldura specifică N2 cpN2=1322 [kJkgK]
Caldura specifică H2O cpH2O=3069 [kJkgK]
Participațiile volumice utilizate sunt cele calculate anterior la calculul arderii reale a
gazului de sinteză
Pentru determinarea temperaturii la sfărșitul procesului de ardere s-a pornit de la o
valoare presupusă a acesteia calculacircndu-se ulterior o nouă valoare a căldurii specifice a gazelor
de ardere ce ține cont de valoarea pe care am presupus-o pentru temperatură la sfacircrșitul
procesului de ardere Căldura specifică rezultată s-a utilizat ȋn calculul temparaturii la sfacircrșitul
procesului de ardere Acest calcul s-a realizat pacircnă cacircnd eroarea dintre valoarea presupusă și
cea rezultată a ajuns sub 1
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907119901 = 20 + 14 lowast 0001 lowast 119879119888 [kJkmolK] (57)
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
15
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndash presupusă Tzp=2818 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului de ardere cmv
119888119898119907 = 184 + 26 lowast 120582 + (155 + 138 lowast 120582) lowast 00001 lowast 119879119911119901 [kJkmolK] (58)
Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere ndashcalculată Tz
119879119911 = (120585lowast119876119894
((120582lowast119871119898119894119899+1
119872)lowast(1+120574119903))
+ 119888119898119907 + 119879119888) lowast1
119888119898119907lowast120583119891 [K] (59)
Eroarea dintre cele 2 temperaturi ε
120576 =119879119911minus119879119911119901
119879119911lowast 100 lt1 (60)
Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz
119901119911119903 =119901119888lowast120583119891lowast119879119911
1198793 [bar] (61)
Rotunjirea diagramei Θz=095
Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr
119901119911119903 = Θ lowast 119901119911 [bar] (62)
Gradul de creștere al presiunii Π
Π =119901119911119903
119901119888 (63)
Icircn cadrul procesului de destindere s-a presupus un coeficient adiabatic al destinderii cu
următoarea valoare kdes=11
Presiunea la sfacircrșitul destinderii va fi pb
119901119887 =119901119911119903
120576119896119889119890119904 [bar] (64)
Temperatura la sfacircrșitul destinderii va fi Tb
119879119887 =119879119911
120576(119896119889119890119904minus1) [K] (65)
Icircn Tabelul 9 sunt prezentați parametrii principali ai motorului și relațiile de calcul
pentru dimensiunile fundamentale ale motorului iar in Tabelul 10 sunt prezentate rezultatele
obținute Icircn cazul calculării dimensiunilor fundamentale ale motorului s-a considerat raportul
cursă-alezaj Φ=1
Tabelul 9 Relații de calcul parametrii și dimensiunile fundamentale ale motorului
Mărime Relație de calcul UM Nr
rel
Parametrii principali ai motorului
Randamentul mecanic ηm=09 - -
Coeficientul de rotunjire al
diagramei μr=095 - -
Presiunea medie a ciclului teoretic 119901119894 =119901119888
120576 minus 1lowast (1199012 minus 1199011) bar (66)
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
16
1199011 =1minus
1
120576(119899minus1)
119899minus1 1199012 =
Πlowast(1minus1
120576(119896119889119890119904minus1))
(119896119889119890119904minus1)
Presiunea medie indicată 119901119898119894 = 120583119903 lowast 119901119894 bar (67)
Presiunea medie efectivă 119901119898119890 = 120578119898 lowast 119901119898119894 bar (68)
Randamentul efectiv al motorului 120578119890119898 = 120578119898 lowast 120578119894 (69)
Consumul specific de combustibil 119888119904119901 =3600 lowast 1000
120578119890119898lowast
100
119876119894 gkWh (70)
Dimensiunile fundamentale ale motorului
Capacitatea cilindrică necesară
pentru 1 cilindru 119881ℎ =
12 lowast 119875119890 lowast 107
119901119898119890 lowast 105 lowast 119899 lowast 119894 l (71)
Cilindreea totală a motorului 119881119905 = 119881ℎ lowast 119894 l (72)
Diametrul cilindrului calculat 119863 = (4 lowast 119881ℎ
314 lowast Φ)
13 lowast 100 mm (73)
Cursa pistonului calculat 119878 = 119863 lowast Φ mm (74)
Diametrul cilindrului adoptat Dadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cursa pistonului adoptat Sadoptat se obține prin rotunjire mm -
Cilindreea reală a motorului 119881119903119905 =314 lowast 1198632 lowast 119878 lowast 119894
4lowast 10minus6 l (75)
Viteza medie a pistonului 119881119898 =119878119886119889119900119901119905119886119905 lowast 119899
30lowast 0001 ms (76)
Puterea litrică a motorului 119875119897 =119875119890
119881119903119905 kWl (77)
Numărul de motoare necesar 119899 =119875119890119897 119899119890119888119890119904119886119903ă
119875119890 - (78)
Numărul real de motoare nmr se obține prin rotunjirea superioară a
numărului necesar de motoare - -
Puterea electrică reală furnizată 119875119890119903 = 119899119898119903 lowast 119875119890 kW (79)
Tabelul 10 Calculul ciclului motorului
Nrcrt Marimea Notatie Valoare UM
Date de intrare
1 Puterea nominală Pe 50 kW
2 Turația nominală n 3000 rotmin
3 Numărul de cilindrii i 6 cil
Alegerea parametrilor inițiali
4 Temperatura inițială T0 28815 K
5 Presiunea inițială p0 10132 bar
6 Temperatura gazelor reziduale Tgr 900 K
7 Presiunea gazelor reziduale pgr 125 bar
8 Coeficientul de exces de aer λ 11 -
9 Raportul de comprimare ε 9 -
Parametrii procesului de schimbare a gazelor
10 Presiunea la sfacircrșitul admisiei psa 07 bar
11 Preicircncălzirea amestecului ΔT 15 K
12 Coeficientul de post umplere νp 115 -
13 Coeficientul gazelor reziduale γr 007 -
14 Temperatura la sfacircrșitul admisiei Ta 34232 K
15 Coeficientul de umplere ηv 085 -
Parametrii procesului de comprimare
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
17
16 Coeficientul adiabatic n 129 -
17 Presiunea la sfacircrșitul comprimării pc 1178 bar
18 Temperatura la sfacircrșitul comprimării Tc 64033 K
19 Volumul camerei de ardere V3=V2
Parametrii procesului de ardere
19 Puterea calorifică inferioară a comb Qi 45181288 kJm3
20 Coeficientul de utilizare a căldurii ξ 095 -
21 Aerul minim necesar arderii 1 kg comb Lmin 00377896 kmolkg
22 Coeficientul teoretic de variație a masei molare μ0 06438066
23 Coeficientul real de variație a masei molare μf 06671812
Căldurile specifice medii la finalul procesului de ardere
24 Căldura specifică CO2 cpCO2 1423 kJkgK
25 Căldura specifică O2 cpO2 1261 kJkgK
26 Căldura specifică N2 cpN2 1324 kJkgK
27 Căldura specifică H20 cpH20 3129 kJkgK
Participații volumice
28 Participația volumică de O2 rO2 104
29 Participația volumică de N2 rN2 7198
30 Participația volumică de CO2 rCO2 1603
31 Participația volumică de H2O rH2O 1095
32 Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 31142 kJkmolK
33 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
presupusă Tz 3280 K
Căldura specifică a gazelor la sfacircrșitul procesului
de ardere Cmv 3132 kJkmolK
34 Temperatura la sfacircrșitul procesului de ardere -
calculată Tz 33087 K
35 Eroare temperatura sf proc ε 0867
36 Presiunea la sfacircrșitul procesului de ardere pz 2890 bar
37 Rotunjirea diafragmei Θz 095
38 Presiunea la sfacircrșitul arderii corectate pzr 2746 bar
39 Gradul de creștere al presiunii Π 2330
Procesul de destindere
40 Se presupune coeficientul adiabatic al destinderii kdes 11
41 Presiunea la sfacircrșitul destinderii pb 245 bar
42 Temperatura la sfacircrșitul destinderii Tb 263299 K
Parametrii principali ai motorului
43 Randamentul mecanic ηm 09
44 Coeficientul de rotunjire al diagramei μr 095
45 Presiunea medie a ciclului teoretic pi 437 bar
46 Presiunea medie indicată pmi 415 bar
47 Randamentul indicat al motorului ηi 2325
48 Presiunea medie efectivă pme 373 bar
49 Randamentul efectiv al motorului ηem 2092
50 Consumul specific de combustibil csp 42540 gkWh
Dimensiunile fundamentale ale motorului
51 Raport cursă-alezaj Φ 1
52 Capacitatea cilindrică necesară pentru un cilindru Vh 0893 l
53 Cilindreea totală a motorului Vt 5358 l
54 Diametrul cilindrului calculat D 10439 mm
55 Cursa pistonului calculat S 10439 mm
56 Diametrul cilindrului adoptat D 10400 mm
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
18
57 Cursa pistonului adoptat S 10400 mm
58 Cilindreea reală a motorului Vt 5358 l
59 Viteza medie a pistonului Vm 1040 ms
60 Puterea litrică a motorului Pl 933 kWl
61 Numărul de motoare necesar n 05106564 -
62 Numărul real de motoare nmr 1 -
63 Puterea electrică reală furnizată Per 50 kW
214 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS
Scopul acestui calculul a fost de a determina totalul căldurii ce poate fi efectiv folosită
si totodată să se veridice dacă un singur motor poate acoperi icircntreg necesarul termic cerut de
către un consumator Astfel icircn continuare sunt prezentate relațiile de calcul utilizate și valorile
numerice obținute (Tabelul 11)
Debitul de combustibil
119861119888119900119898119887 =119875119890
120578119890119898lowast119876119894 [kgs] (80)
Debitul de combustibil orar
119861119888ℎ119861119888119900119898119887
3600 [kgh] (81)
Debitul volumic de combustibil
119861119907119900119897119881119892119886
119861119888ℎ [m3
Nh] (82)
Cantitatea de căladură disponibilă
119876 = 120577 middot 119861119888ℎ ∙ 119867119894 [kJh] (83)
Cantitatea de căladură pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 = 0266 ∙ 119894 ∙ 119863173 ∙ 1198780575 ∙ 119899071 ∙ (1 + 15 ∙119878
119863) ∙ (120576 minus 1)minus0286[kJh] (84)
Cantitatea de căladură totală pierdută cu fluidul de răcire
119876119903119898 119905119900119905119886119897 =119876119903
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (85)
unde Daf = 8000 [h] este durata anuală de funcţionare
Cantitatea de căladură pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 = 120588119892119886 ∙ 119862119872119901119892 ∙ 119861119907119900119897 ∙ (119879119890 minus 119879119894) [kJh] (86)
Cantitatea de căladură totală pierdută icircn gazele de ardere
119876119892119886 119905119900119905119886119897 =119876119892119886
1000lowast3600lowast 119863119886119891 [MWhh] (87)
Cantitatea de căladură echivalentă lucrului mecanic
119876119890 = 3600 ∙ Pe [kJh] (88)
Volumul de CO
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
19
119881119862119874 =1198811198621198742minus
2
31198811198621198742
22414 [kmolkg] (89)
S-a considerat ca icircn motoarele cu aprindere prin scacircnteie carbonul din combustibil arde
icircn reacție cu oxigenul degajacircnd 2
3 1198621198742 restul de
1
3 fiind CO
Cantitatea de căladură pierdută prin ardere incompletă
Δ119876119894119899 = 119881119862119874 ∙ 119862119872119901119862119874 ∙ 119861119888ℎ ∙ 119879119888 [kJh] (90)
unde CMpGO = 30171 [kJkmolk]
Cantitatea de căladură pierdută rezidual
119876119903119890119911 = 119876minus(119876119890 + 119876119903 + 119876119892119886 + ∆119876119894119899) [kJh] (91)
Procentul de căldură echivalentă a lucrului mecanic
119902119890 =119876119890
119876 [] (92)
Procentul de căldură pierdută cu fluidul de răcire
119902119903119898 =119876119903
119876 [] (93)
Procentul de căldură pierdută cu gazele de evacuare
119902119892119886 =119876119892119886
119876 [] (94)
Procentul de căldură pierdută rezidual
119902119903119890119911 =119876119903119890119911
119876 [] (95)
Tabelul 11 Calculul recuperării căldurii provenită de la MAS Nr
Crt Mărimea Notație Valoare UM
1 Debitul de combustibil Bcomb 0059083 kgs
2 Debitul de combustibil orar Bch 212700 kgh
3 Cantitatea de caldura disponibila Q 817272 kJh
4 Debitul volumic de combustibil Bvol 35642 Nm3h
5 Caldura pierduta cu fluidul de racire Qr 143122 kJh
6 Caldura totala pierduta cu fluidul de racire QrT 31804 MWhan
7 Caldura pierduta cu gazele evacuate Qg 257992 kJh
8 Caldura totala pierduta cu gazele evacuate QgT 57331 MWhan
9 Temperatura medie a gazelor de evacuare Tev 900 K
10 Caldura echivalenta lucrului mecanic Qe 180000 kJh
11 Caldura pierduta prin ardere incompleta ΔQin 16422 kJh
12 Volumul de CO VCO 000399 kmolkg
13 Caldura specifica molara a CO CMpCO 30171 kJkmolK
14 Caldura pierduta rezidual Qrez 219735 kJh
15 Procentul de caldura echivalenta a lucrului mec qe 2202
16 Procentul de caldura pierduta cu fluidul de racire qr 1751
17 Procentul de caldura pierduta cu gazele evacuate qg 3156
18 Procentul de caldura pierduta prin ardere incompleta qin 201
19 Procendul de caldura pierduta rezidual qrez 2688
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
20
Distribuţia procentuală a căldurii disponibilă icircn motor este prezentantă icircn diagrama
Sankey din figura 4 de mai jos
Figura 4 Diagrama Sankey pentru fluxurile intrateieşite
215 Calculul ITG icircn regim nominal de funcționare
Icircn acest subcapitol s-a realizat calculul unei instalații cu gaze icircn regim nominal de
funcționare avacircnd principalele caracteristici prezentate icircn Tabelul 11
Tabelul 11 Principalele caracteristici ale ITG analizată
Parametru Valoare Putere electrică la bornele generatorului kW 10000
Raport de compresie 17
Temperatura superioară a ciclului termodinamic K
1225
Combustibil utilizat CH4 (100) Definită conform normelor ISO
Temperatura superioară a ciclului termodinamic este definită conform normelor ISO
ea surprinzacircnd icircn mod implicit efectul răcirii cu aer a paletajului turbinei cu gaze Această
temperatură descrie icircn acelaşi timp atacirct punctul de ieşire din camera de ardere cacirct şi cel de
intrare icircn turbina cu gaze Schema de calcul adoptată este prezentată icircn continuare Pentru
calcul termic al ITG s-a adoptat un model matematic simplificat pentru care se cunosc cpga =
117 kJ(kgK) cpaer = 103 kJ(kgK) cpga(ieșire) = 117 kJ(kgK) y = 139
Icircn cadrul procesul de compresie s-au determinat următorii parametrii
- Punctul de intrare icircn filtrul de aer se consideră P0 = 1013 bar T0 = 28815 K φ0 = 60
rezultă că H0 = cp To = 33714 kJkg
Q 100
Q_util 24
Q_rm 18
Q_ga 25
Q_rez 31
Q_in 2
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
100
Puterea termica intrata in MP Puteri termice iesite din MP
Rep
arti
tia
flu
xuri
lor
[
]
Fluxuri intrateiesite
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
21
- Punctul de intrare icircn compresor se consideră ΔP01 = 003 bar rezultă că P1 = P0 - ΔP01 =
0983 bar T1 = T0 = 28815 K h0= h1 = 33714 kJKg
- Punctul teoretic de eşapare din compresor este T2t =T1 εKy-1y= 2881517139-1139 = 638
K h2t =cpT2t =11638 = 7019 kJkg
- Pentru predeterminarea randamentului politropic al compresorului se utilizează relaţia ηK=
098 Rezultă punctul real de eşapare din compresor h2 = h1+h2tminush1
ηk = 33714 +
7019minus33714
098 = 6968 kJK T2 =
h2
cp =
6968
103 = 67652 K P2=P1εk = 098317 = 1671 bar
Combustibilul utilizat este gaz metan pentru care se cunosc Hii = 50000 kJkg ma0 =
177 kgaerkgCH4 Tref = 29315 K
Randamentul camerei de ardere se alege ηCA=098
Pe baza datelor de mai sus se determină debitul specific de combustibil
VITG = 119888119901lowast(1198793minus1198792)
120578119862119860lowast119867119894119894minus119888119901lowast(1198793minus119879119903119890119891
) =
11lowast(1225minus67652)
098lowast50000minus11lowast(1225minus29315) = 00133 kgCH4kgaer
Excesul de aer ia ieşirea din camera de ardere este α3 =1
119881119868119879119866lowast1198981198860 =
1
00133lowast177 = 4217
Icircn cadrul procesului de destindere se consideră pierderea de presiune icircn CA Δp23 =
0835 bar Rezultă parametri de intrare icircn ITG P3 = p2 ndash Δp23 = 1671 ndash 0835 = 15876 bar
h3=cp T3 = 11 1225 = 143325 k J k g
Icircn amortizorul de zgomot se consideră Δp45 = 005 bar Rezultă că (icircn condiţiile icircn care
p5 = p0) p4 = p5 +Δp45 = 1013 + 005 = 1063 bar
Raportul de destindere icircn turbina cu gaze εTG= 1199013
1199014=
15876
1073=14935
Punctul teoretic de eşapare icircn turbina cu gaze este
T4t = T3 εTG
1minusy
y = 1225 14935
1minus139
139 = 64606 K
h4t = cpT4t = 11 64606 = 71066 kJKg
Pentru predeterminarea randamentului politropic al turbinei cu gaze se utilizează
ηTG = 095 - εTGminus1
250 = 095 -
14935minus1
250 = 0894
Rezultă punctul real de eşapare din turbina cu gaze
h4 = h3 - (h3 - h4t) = 143325 - (143325 -71066) 0894 = 78292 kJkg
T4 = 119945120786
119940119953 =
120789120790120784120791120784
120783120783 =71175 K
In amortizorul de zgomot are loc un proces de laminare Deci h5 = h4 =78292 kJ kg
T5 =T4 = 71175 K
Indictorii specifici
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
22
Lucrul mecanic specific consumat de compresor pentru 1 kg de aer aspirat
Lk = h2 - h1 = 6968 - 33714 = 35968 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de turbina cu gaze
LITG = (1 + vITG) (h3 - h4) = (1 + 00133) (143325 - 78292) = 65904 kJkg
Lucrul mecanic specific produs de ITG
LITG = LTG - LK = 65904 - 35968 = 29936 kJkg
Puterea termică specifică preluată la sursa caldă a ciclului ITG pentru 1 kg de aer
aspirat de compresor
Qt = V IT G 119867119894119894 ηCA = 0013350000098 = 65632 kJkg
Randamentul termic al ITG ηt = LITG
Q1 =
29936
65632 = 0456
Randamentul electric brut al ITG ηM = 0995 ηG = 0987 ηtr = 1 (ITG este cuplată rigid
cu generatorul electric) Rezultă
ηB = ηt ηCA ηM ηG ηtr=0378 0998 0992 0984 1 = 0436
Debite absolute de agent termic şi de combustibil
Debitul de combustibil introdus icircn camera de ardere
B = PB
ηBlowastHii =
10000
0436lowast50000 = 0458 kgs
Debitul de aer aspirat de compresor
Dae r= α3 ma0 B = 4217 177 0458 = 34222 kgs
Debitul de gaze de ardere esapat din ITG Dga = Daer + B = 34222 + 0458 = 34680
kgs
Tabelul 12 Date de intrare instalație ITG
Nrcrt Mărime Notație UM Valoare
1 Presiune atmosferica Pa bar 1013
2 Temperatura atmosferica ta K 28815
3 Temperatura CA t3 K 1225
4 Debitul de aer Daer kgs 450
5 Raportul de compresie εk - 17
6 Rand intern compressor ηK 91
7 Randamentul CA ηCA 98
8 Randamentul intern turbine ηTG 90
9 Pierderile de presiune FA ΔpFA bar 003
10 Pierderile de presiune CA ΔpCA (005p2) bar 083555
11 Pierderile de presiune AZ ΔpAZ bar 005
12 Caldura specifica aer cpaer kJ(kgK) 103
13 Caldura specifca ga cpga kJ(kgK) 117
14 Caldura specifica ga la iesire cpga kJ(kgK) 11
15 Exponent adiabatic aer kaer - 139
16 Exponent adiabatic ga kga - 131
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
23
17 Putere calorifica inferioara PCI kJkg 50000
18 Randamentul mechanic ηm 995
19 Randamentul generator ηg 987
Tabelul 13 Rezultate calcul instalație ITG
Nr
crt
Mărime Notație UM Relație Valoare
Calculul parametrilor la intrarea și ieșirea din FA
1 Entalpia aer intrare FA h0 kJkg cpaert0 337136
2 Entalpia aer iesire FA h1 kJkg h0 337136
3 Presiune aer iesire FA p1 bar Pa-ΔpFA 0983
Calculul parametrilor procesului de compresie
4 Presiune iesire compresor p2 bar p1εk 16711
5 Temperatura teoretica iesire compresor T2t K T1εk^((kaer-1)kaer) 638047
7 Temperatura reala iesire compresor T2 K T1+(T2t-T1)ηk 676520
8 Temperatura reala iesire compresor t2 C
403502
9 Entalpia aer iesire compresor h2 kJkg cpaert2 696831
Calculul parametrilor la ieșirea din CA
10 Entalpia gaze de ardere h3 kJkg cp3t3 143325
11 Presiunea gazelor de ardere p3 bar P2-ΔpCA 158755
Calculul parametrilor procesului de destindere TG
12 Presiunea gazelor de ardere la iesire din
TG
p4 bar P5+ΔpAZ 1063
13 Raport de destindere TG εTG - p3p4 149346
14 Temperatura teoretica iesire TG T4t K T3εTG^((kg-1)kg) 646061
15 Temperatura teoretica iesire TG t4t C
372911
16 Entalpia teoretica h4t kJkg cp4t4t 710667
17 Entalpia reala h4 kJkg h3-ηTG(h3-h4t) 782926
18 Temperatura reala iesire TG T4 K h4cp 711751
Calculul parametrilor procesului de ieșire din AZ
19 Entalpia reala h5 kJkg h5 =h4 782926
20 Temperatura reala iesire AZ T5 K T5 =T4 711751
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
24
Academia Oamenilor de Știință din Romacircnia
Universitatea POLITEHNICA din București
Facultatea de Energetică
RAPORT DE CERCETARE
TEMĂ DE CERCETARE
INTEGAREA ENERGETICĂ A
PROCESELOR DE CAPTARE CO2 PRIN
ABSORBȚIE FIZICĂ
ECHIPĂ DE PROIECT
Responsabil Profdring Adrian BADEA
Conf dr ing Cristian DINCA
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
25
Introducere
Chiar dacă tehnologia IGCC este icircn continuă dezvoltare ramacircn provocări care trebuie
abordate Principalele limitări ale acestei tehnologii sunt costul disponibilitatea și
complexitatea sistemului [3] Costurile specifice de capital și exploatare disponibilitatea
tehnologică și diminuarea complexității instalațiilor existente (retehnologizarea) sunt
principalii factori care conduc la dezvoltarea și avansarea sistemelor de alimentare cu
combustibili solizi de gazeificare și de susținere de tratare a gazului de sinteză și de fabricare
a turbinelor Dincolo de provocările descrise mai sus integrarea conceptului CCUS atacirct icircn
partea de producere a energiei cacirct și icircn partea de utilizare și stocare (recuperarea petrolului din
zăcămintele semiepuizate ndash EOR sau injectarea și stocarea icircntr-un acfiver salin) rămacircne un pas
esențial icircn asigurarea funcționării sistemului și sub constracircngerile de mediu aferente sectorului
energetic
Icircn acest context acest studiu se bazează pe un sistem de ciclu combinat cu gazeificarea
integrată a biomasei ndash BIGCC O primă etapă constă icircn determinarea compoziției gazului de
sinteză obținut prin gazeificarea biomasei utilizacircnd ca și agent oxidant aeroxigen urmacircnd
integrarea reactorului de conversie a CO icircn H2 și maximizarea calității gazului de sinteză
produs După aceste etape gazul de sinteză este tratat printr-un proces de separare a CO2 prin
absorbție fizică urmacircnd ca gazul de sinteză curat să fie utilizat pentru producerea de energie
electrică
12 Maximizarea calității gazului de sinteză prin integrarea reactorului de conversie a
CO icircn H2
Pentru aplicațiile icircn care raportul H2CO trebuie să fie măritajustat pentru a satisface
cerințele de calitate impuse gazul de sinteză trece printr-un reactor icircn pat fix cu mai multe
etape care conține catalizatori de schimbare pentru a transforma CO și vaporii de apă icircn H2 și
CO2 conform reacției de mai jos cunoscută sub numele de reacție de transformare apă-gaz
(WGS)
119862119874 + 1198672119874 harr 1198621198742 + 1198672 Δ119867 = minus41119896119869
119898119900119897 (4)
Icircn acest studiu am aplicat reacția de schimb apă-abur pentru compozițiile optime ale
gazului de sinteză obținute la punctul 11 respectiv pentru un raport ER = 04 la gazeificarea
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
26
cu aer și pentru un raport ER = 035 la gazeificarea cu oxigen Cantitatea de abur introdusă icircn
reactorul de conversie a variat icircntre 2001400 kgh pacircnă la transformarea totală a CO
Compozițiile singazului după integrarea reactorului de conversie pentru gazeificarea cu
aeroxigen sunt reprezentate icircn Figurile 7 și 8 Odată cu creșterea debitului orar de abur
introdus icircn reactorul de conversie fracția volumică a CO scade iar cea a CO2 crește Icircn schimb
fracția volumică a H2 crește pacircnă la un debit de abur de 800 kgh icircn cazul gazeificării cu aer
obținacircndu-se o valoare maximă de 0205 urmacircnd o scădere a fracției volumice acestuia pentru
debite mai mari de abur Icircn cazul gazeificării cu oxigen fracția volumică maximă a H2 a fost
obținută pentru un debit de abur de 400 kgh
Figura 7 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu aer Figura 8 Compoziția singazului după WGS icircn
cazul gazeificării cu oxigen
Icircn Figurile 9 și 10 sunt reprezentate raportele H2CO și CO2CO obținute după reacția
de schimb apă-abur icircn funcție de debitul orar de abur Se observă că atacirct pentru gazeificarea cu
aer cacirct și pentru gazeificarea cu oxigen aceste rapoarte cresc odată cu introducerea icircn reacție
a unui debit mai mare de abur datorită unei cantități mai mari de H2 și CO2 icircn gazul de sinteză
după conversia monoxidului de carbon din gazul de sinteză De exemplu pentru cazul
gazeificării biomasei cu aer raportul H2CO icircnainte de WGS a fost de 093 molH2molCO iar
după WGS acesta a crescut pacircnă la 662 molH2molCO pentru un debit de abur de 1400 kgh
Pentru raportul CO2CO molCO2molCO după gazeificarea cu aer acesta a fost de 055
molCO2molCO ajungacircnd la 53 molCO2molCO pentru 1400 kgh de abur introduse icircn reactorul
de conversie
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
27
Figura 9 Raportul H2CO CO2CO după WGS
icircn cazul gazeificării cu aer Figura 10 Raportul H2CO CO2CO după
WGS icircn cazul gazeificării cu oxigen
Pentru a icircmbunătăți compoziția gazului de sinteză după WGS urmează o etapă de
tratare a acestuia respectiv de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-
se un gaz bogat icircn H2 și CO2 Astfel icircn Figura 11 respectiv 12 este reprezentată compoziția
singazului icircn cazul gazeificării cu aer respectiv cu oxigen după această etapă
Figura 11 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu aer Figura 12 Compoziția singazului după etapa de
tratare icircn cazul gazeificării cu oxigen
După etapa de gazeificare WGA și etapa de tratare dioxidul de carbon din gazul de
sinteză este separat prin absorbție fizică Compoziția gazului de sinteză considerată pentru
separarea CO2 este cea pentru care s-a obținut valorea cea mai mare pentru raportul H2CO
respectiv pentru raportul CO2CO Astfel icircn continuare se va trata gazul de sinteză obținut icircn
cazul gazeificării cu aer cu următoarea compoziție H2 = 27 CH4 = 1 N2 = 46 CO =
4 CO2 = 22
13 Indicatorii tehnici de operare ai proceselor de absorbție fizică icircn vederea captării
dioxidului de carbon
Icircn cazul absorbției fizice pentru separarea CO2 se utilizează solvenți fizici fără o reacție
chimică Absorbția dioxidului de carbon icircn solvent se datorează solubilității Icircn general
solubilitatea crește odată cu creșterea presiunii și scăderea temperaturii Prin urmare procesul
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
28
de absorbție fizică a CO2 se realizează la presiune ridicată și temperatură scăzută [11 12] Icircn
mod normal absorbția fizică a CO2 are loc atunci cacircnd presiunea parțială a CO2 este mai mare
de 35 bar [13] De asemenea și alte componente din fluxul de gaze vor fi absorbite icircn solvenții
fizici icircn funcție de concentrația și solubilitatea acestora Un avantaj al concentrației ridicate de
CO2 din gaz și a unei presiuni parțiale rdicate a CO2 constă icircn faptul că echipamentul de captare
a CO2 poate fi realizat la dimensiuni mai mici și are sancțiuni mai mici pentru regenerare icircn
comparație cu tratarea unui gaz cu o concentrație și o presiune parțială scăzută a CO2
Există și alte avantaje ale utilizării absorbției fizice pentru separarea CO2 Primul și cel
mai important este că costurile de capital și de exploatare sunt relativ scăzute Icircn plus
conductele și echipamentele nu trebuie să fie din oțel aliat deoarece solvenții fizici nu sunt
corozivi Acest lucru reduce și mai mult costul capitalului Icircn cazul absorbției fizice nu este
nevoie de o icircncălzire exterioară singurul consum semnificativ de energie se datorează
pompelor de recirculare a solventului fizic și a compresorului de gaze Astfel procesul de
separare a CO2 prin absorbție fizică poate fi realizat la un cost mai redus comparativ cu
celelalte procese de separare [14] Procesul de regenerare a solventului fizic poate fi realizat
prin reducerea presiunii striparea cu gaz inert sau prin regenerarea termică Metodele de
regenerare prin reducerea presiunii și striparea cu gaz inert necesită o cerință mică de energie
icircn timp ce regenerarea termică poate necesita un consum mai mare de energie dar totuși o
cantitate semnificativ mai mică de energie decacirct cea necesară pentru procesul prin absorbție
chimică Cu toate acestea dezavantajul major al integrării procesului de captare a CO2 prin
absorbție fizică constă icircn energia necesară ridicată pentru comprimarea gazului ce urmează a
fi tratat [15]
Există mai mulți solvenți fizici pentru utilizarea icircn aplicațiile de tratare a gazelor cei
mai utilizați sunt dimetilul eter de polietilen glicol (DMEPG ndash Procesul Selexol) propilen
carbonat (PC ndash Solvent Fluor) N-metil-2-pirolidon (NMP ndash Procesul Purisol) și metanolul
(MeOH ndash Procesul Rectisol) Solvenții fizici nu sunt corozivi nu sunt toxici și necesită
echipamente fabricate din oțel carbon Selectarea unui proces cu solvenți fizici depinde de
obiectivele procesului și de caracteristicile solvenților [16] Printre caracteristicile solvenților
se numără selectivitatea pentru H2S COS HCN etc efectul conținutului de apă icircn gazele ce
urmează a fi tratate aprovizionarea solvenților costurile cu achiziționarea acestora și
stabilitatea termică Icircn Tabelul de mai jos sunt prezentate proprietățile fizice pentru cei patru
solvenți enumerați mai sus [17]
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
29
Tabelul 2 Proprietățile solvenților fizici
Solvent Metanol DMEPG NMP PC
Vacircscozitate la 25degC (Cp) 06 58 165 3
Greutate specifică la 25degC (kgm3) 785 1030 1027 1195
Masă molară (gmol) 32 280 99 102
Presiune vapori la 25degC (Pa) 167∙103 0097 53 113
Punct de topire (degC) -92 -28 -24 -48
Punct de fierbere (degC) 65 275 202 240
Conductivitate termică (WmK) 021 019 016 021
Temperatură maximă operare (degC) - 175 - 65
Căldură specifică la 25degC (kJkgK) 237 205 168 14
Solubilitate CO2 la 25degC (m3CO2m3
solvent) 318 363 357 340
pentru comparație solubilitatea CO2 icircn apă la 35 degC și 1 atm presiunea parțială a CO2 este 06
m3CO2m3
solvent
14 Analiza comparativă a proceselor de captare CO2 prin absorbție fizică
Icircn cadrul acestui studiu am analizat eficiența de captare a dioxidului de carbon pentru
3 dintre solvenții fizici prezentați mai sus respectiv pentru MeOH NMP și PC icircn funcție de
temperatura și presiunea procesului de absorbție Compoziția gazului de sinteză tratat este cea
obținută la gazeificarea cu aer pentru un raport ER = 04 kgaer_realkgaer_stoech și pentru un raport
H2CO de 662 molH2molCO Schema procesului prin absorbție fizică este prezentată icircn Figura
1
Singaz tratat
Expandor
Unitate absorbție CO2 pur
Compresor singaz
SCH
Solvent fizic
Singaz
Solvent bogat icircn CO2
SCHCompresor
SeparatorExpandor
H2O
Solvent sărac icircn CO2 Dezumidificator
SCH
Solvent bogat icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
E
SCH
Q
E
Separator
Q
Pompă
LegendăE ndash Consum energie electricăQ ndash Consum energie termică
Solvent sărac icircn CO2
Solvent sărac icircn CO2
Figura 13 Schema procesului de captare CO2 prin absorbție fizică [18]
Icircnainte de introducerea gazului de sinteză icircn unitatea de absorbție acesta este
comprimat și răcit pentru menținerea unei temperaturi scăzute icircn procesul de absorbție fizică
Presiunea procesului de absorbție a fost menținută constantă la 20 bar astfel atacirct gazul de
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
30
sinteză cacirct și solventul fizic intră icircn unitatea de absorbție cu această presiune Temperatura
gazului de sinteză a fost considerată de 20 degC iar temperatura solventului chimic a variat icircntre
-1020 degC
Icircn cazul utilizării ca și solvent fizic metanolul temperaturile solventului la intrarea icircn
unitatea de absorbție au fost de 20 10 5 0 și -5 degC Raportul dintre cantitatea de solvent fizic
(L) și cantitatea de singaz (G) este denumit icircn continuare raportul LG Astfel eficiența de
captare a CO2 crește odată cu creșterea raportului LG datorită introducerii unei cantități mai
mari de solvent icircn unitatea de absorbție pentru a trata același debit de gaz de sinteză După cum
se poate observa icircn Figura 14 scăderea temperaturii solventului fizic favorizează procesul de
absorbție și prin urmare dacă se dorește operarea cu debite mai mici de solvent fizic sunt
necesare temperaturi mai scăzute Icircn Figura 15 este reprezentat raportul LG și gradul de
icircncărcare al solventului bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura solventului pentru o eficiență
de captare a CO2 de 90 Astfel la temperaturi mai mici ale solventului gradul de icircncărcare
al solventului bogat icircn CO2 este mai mare Pentru o temperatură de 20 degC raportul LG necesar
pentru o eficiență de 90 este de 39 kgsolventkgsingaz icircn schimb pentru o temperatură de -5 degC
raportul LG este de 26 kgsolventkgsingaz
Figura 14 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru MeOH Figura 15 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Pentru solventul fizic NMP temperaturile considerate au fost de 20 10 0 -5 și -10 degC
ca și icircn cazul utilizării metanolului eficiența de captare a CO2 crește odată cu creșterea
raportului LG (Figura 16) Icircnsă pentru o temperatură de 20 degC și o eficiență de captare a CO2
de 90 raportul LG obținut a fost de 113 kgsolventkgsingaz sensibil mai mare decacirct icircn cazul
metanolului (Figura 17) De aceea pentru NMP s-a considerat și valoarea de -10 degC a
temperaturii solventului la intrarea icircn unitatea de absorbție pentru a se obține rapoarte LG mai
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
31
mici Icircn Figurile 18 și 19 sunt prezentate rezultatele obținute pentru solventul fizic PC pentru
aceleași temperaturi ca și icircn cazul solventului NMP
Figura 16 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru NMP Figura 17 Raportul LG și gradul de icircncărcare
bogat icircn CO2 icircn funcție de temperatura
solventului
Figura 18 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție
de raportul LG pentru PC Figura 19 Raportul LG și gradul de
icircncărcare bogat icircn CO2 icircn funcție de
temperatura solventului
Icircn Figura 20 este reprezentată eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
pentru solvenții fizici analizați (MeOH NMP și PC) la o temperatură de intrare a solventului
fizic icircn coloana de absorbție de 20 degC Rapoartele LG cele mai mici au fost obținute pentru
MeOH datorită proprietăților fizice ale acestuia avacircnd un impact asupra dimensiunilor
coloanei de absorbție și asupra cerinței de energie asociată cu răcirea solventului fizic Icircn cazul
NMP și PC rezultatele obținute nu prezintă diferențe semnificative Comparativ cu MeOH se
constată că atingerea unei eficienţe de 90 se obţine pentru un raport LG mai mare de 10
ceea ce conduce la creşterea costurilor de operare
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
32
Figura 20 Eficiența de captare a CO2 icircn funcție de raportul LG
Concluzii
Icircn cadrul acestui studiu s-a analizat procesul de gazeificare al biomasei folosind ca și
agent de oxidare aerul și oxigenul pur Puterea termică maximă conținută icircn gazul de sinteză a
fost obținută pentru un raport ER de 04 icircn cazul gazeificării cu aer și de 035 icircn cazul
gazeificării cu oxigen După procesul de gazeificare pentru icircmbunătățirea calității gazului de
sinteză s-a integrat un reactor de conversie al monoxidului de carbon icircn hidrogen Astfel odată
cu creșterea concentrației de hidrogen din gazul de sinteză crește și concentrația de dioxid de
carbon datorită reacției de schimb apă-gaz După această etapă gazul de sinteză a trecut printr-
o etapă de tratare de icircndepărtare a particulelor solide și a vaporilor de apă obținacircndu-se un gaz
compus icircn principal din H2 și CO2 Concentrația dioxidului de carbon din gazul de sinteză a
fost de 22 la gazeificarea cu aer și de 38 la gazeificarea cu oxigen Icircn aceste condiții
captarea pre-combustie a dioxidului de carbon este cea mai avantajoasă tehnologie de separare
datorită concentrației ridicate de CO2 din gazul de sinteză S-a analizat procesul de captare a
CO2 prin absorbție fizică pentru trei solvenți fizici (MeOH NMP PC) determinacircndu-se
eficiența de captare a CO2 icircn funcție de temperatura acestora la intrarea icircn coloana de absorbție
Procesul Rectisol (MeOH) a rezultat ca fiind cel mai avantajos avacircnd eficiențe de captare a
CO2 mai mari la temperaturi mai rdicate și rapoarte LG mai mici
22 Integrarea energetică a procesului de absorbţie fizică a CO2 icircn cadrul instalaţiilor
energetice (turbină cu gaze)
Icircn cadrul acestui subcapitol s-a analizat valorificarea gazului de sinteză produs prin
gazeificarea biomasei (cu compoziția elementară a biomasei prezentată icircn subcapitolul 11)
prin simularea procesului de ardere și a utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze icircn
programul de specialitate Chemcad Atacirct concentrațiile volumice cacirct și puterea calorifică
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
33
inferioară a gazului de sinteză (singaz) icircnainte și după captarea dioxidului de carbon pre-
combustie prin absorbție fizică sunt prezentate icircn Tabelul 14 S-a considerat o eficiență de
captare a CO2 de 90
Tabelul 14 Concentrație volumică gaz de sinteză icircnainte și după captarea CO2
Concentrație volumică (vol ) Icircnainte de captarea CO2 După captarea CO2
H2 27 35
CH4 1 12
N2 46 57
CO 4 5
CO2 22 28
PCI (kJkg) 41143 40307
Variantele analizate icircn cadrul acestui studiu au fost următoarele
Varianta 0 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze (TG) gazul de sinteză icircnaintea captării
CO2
Varianta 1 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
Varianta 2 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2 și
s-a utilizat o parte din căldura gazelor de ardere pentru preicircncălzirea amestecului aer-gaz
de sinteză icircnainte de intrarea acestuia icircn turbina cu gaze
Varianta 3 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
recuperarea căldurii gazelor de ardere pentru a produce abur utilizat icircntr-o turbină cu abur
(TA) plus preicircncalzirea amestecului aer-gaz de sinteză icircnainte de intrarea icircn turbina cu
gaze
Varianta 4 caz icircn care s-a utilizat icircn turbina cu gaze gazul de sinteză după captarea CO2
preicircncălzirea amestecului aer-gaz de sinteză și preicircncălzirea gazului de sinteză icircnainte de
intrarea acestora icircn turbina cu gaze
Icircn figurile 5-8 sunt prezentate diagramele schematice ale variantelor analizate realizate
icircn softul de simulare Chemcad
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
34
Figura 5 Diagrama schematică pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 6 Diagrama schematică pentru Varianta 2
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
35
Figura 7 Diagrama schematică pentru Varianta 3
Figura 8 Diagrama schematică pentru Varianta 4
Pentru a compara variantele analizate s-au variat diferiți parametrii precum debitul de
aer introdus icircn camera de ardere pentru a determina temperatura optimă pentru care se obține
o putere electrică maximă și evident o efciența maximă pentru icircntregul proces Astfel icircn
figurile 9-13 sunt reprezentate variațiile concentrațiilor volumice din gazele de ardere pentru
fiecare variantă analizată icircn funcțe de debitul de aer introdus icircn camera de ardere (CA)
respectiv icircn funcție de raportul dintre cantitatea de gaz de sinteză introdus icircn CA și de cantitatea
de aer introdusă icircn CA Se observă că pentru toate variantele analizate concentrațiille
elementelor combustibile (H2 CO) din gazele de ardere tind spre zero la valori mai mici ale
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
36
raportului gaz de sintezăaer icircnsă concentrația O2 din gazele de ardere crește fiind nevoie de
o cantitate mai mare de aer introdusă icircn camera de ardere acest lucru avacircnd un impact și asupra
dimensiunilor camerei de ardere
Figura 9 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 0
Figura 10 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 1
Figura 11 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 2
Figura 12 Concentrația volumică a gazelor de
ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer
pentru Varianta 3
Figura 13 Concentrația volumică a gazelor de ardere icircn funcție de raportul gaz de sintezăaer pentru
Varianta 4
Icircn figurile 14-18 sunt reprezentate variațiile temperaturii din camera de ardere și puterea
produsă icircn funcție de debitul de aer introdus icircn camera de ardere astfel temperatura crește odată
cu creșterea debitului de aer pacircnă la o anumită valoare a debitului icircn funcție de varianta
analizată observacircndu-se o scădere a temperaturii după această valoare iar puterea produsă
avacircnd o creștere pacircnă la o temperatură icircn CA de 1200 degC De exemplu icircn cazul Variantei 0
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
37
caz icircn care se utilizează gazul de sinteză fără captarea CO2 pentru o temperatură de aproximativ
1200 degC este nevoie de un debit de 40000 kgh aer producacircnd astfel aproximativ 108 MW
Icircn schimb icircn cazul Variantei 1 unde se folosește gazul de sinteză după captarea CO2 pentru o
temperatură de 1200 degC icircn camera de aer debitul de aer introdus a fost de 50000 kgh iar
puterea produsă a fost de aproximativ 118 MW
Figura 14 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 Figura 15 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 1
Figura 16 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 2 Figura 17 Temperatură CA și puterea produsă
icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 3
Figura 18 Temperatură CA și puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 4
O analiză comparativă icircntre rezultatele obținute pentru Varianta 0 și Varianta 1 este
realizată icircn figurile 19 și 20 Se observă atacirct o creștere a temperaturii din camera de ardere cacirct
și o creștere a puterii produse pentru Varianta 1 comparativ cu Varianta 0 pentru același debit
de aer introdus icircn camera de ardere datorită icircmbunătățirii compoziției gazului de sinteză după
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
38
captarea CO2 pre-combustie Ca urmare icircn cazul Variantei 1 s-a realizat simularea procesului
pentru debite mai mari de aer pentru a ajunge la temperatura camerei de ardere de 1200 degC
Figura 19 Temperatură cameră de ardere icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Figura 20 Puterea produsă icircn funcție de debitul de aer pentru Varianta 0 și Varianta 1
Eficiența icircntregului proces s-a determinat cu următoarea relație (1) pentru Variantele 0
1 2 și Varianta 4
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (1)
unde 119875119879119866 ndash reprezintă puterea turbinei cu gaze kW 119875119862 ndash reprezintă puterea compresorului
kW 119892119904 ndash reprezintă debitul de gaz de sinteză kgh 119875119862119868119892119904 ndash reprezintă puterea calorifică
inferioară a gazului de sinteză
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
39
Icircn cazul Variantei 3 icircn care se integrează și turbina cu abur eficiența procesului s-a
determinat cu relația (2) avacircnd ca și diferență doar puterea produsă suplimentar icircn turbina cu
abur (119875119879119860)
119864119891119901119903119900119888119890119904 =119875119879119866+119875119879119860minus119875119862
119892119904lowast119875119862119868119892119904 (2)
Astfel icircn figura 21 se prezintă eficiențele procesului pentru Varianta 1 și Varianta 0
observacircndu-se ca și icircn cazul puterii produse că se obțin eficiențe mai mari icircn cazul separării
dioxidului de carbon din gazul de sinteză Icircn figura 22 sunt prezentate eficiențele procesului
pentru toate cele 4 variante studiate Putem spune că eficiențele obținute icircn funcție de puterea
produsă pentru cazul utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze fără captarea CO2 sunt
cele mai mici comparativ cu celelalte variante rezultacircnd că Variantele 3 și 4 sunt cele mai
bune opțiuni de valorificare a gazului de sinteză
Figura 21 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru Varianta 1 și Varianta 2
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
40
Figura 22 Eficiența procesului icircn funcție de puterea produsă pentru toate Variantele 1234
Icircn continuare sunt prezentate eficiențele variantelor analizate pentru o temperatură
constantă a procesului de ardere a gazului de sinteză de 1200 degC (figura 23) astfel odată cu
integrarea unui sistem de recuperare a căldurii gazelor de ardere (Varianta 2) se cunoaște
icircmbunătățiri semnificative icircn ceea ce privește eficiența icircntregului ciclu Rezultă că varianta
integrării procesului de captare CO2 pre-combustie prin absorbție fizică icircntr-un ciclu combinat
gaze-abur cu gazeificare integrată (Varianta 3) este varianta optimă icircn ceea ce privește
producerea de energie electrică
Figura 23 Eficiența procesului pentru temperatura CA de 1200degC
Un alt avantaj important icircn cazul integrării procesului de captare CO2 constă icircn
cantitatea de dioxid de carbon emisă icircn atmosferă odată cu gazele de ardere rezultate din proces
Din Figura 24 se observă că după integrarea procesului de captare concentrația volumică a
dioxidului de carbon din gazele de ardere scade semnificativ respectiv de la un procent de
aproximativ 11 icircn cazul utilizării gazului de sinteză fără captarea CO2 la un procent de
maxim 2 pentru variantele icircn care se integrează procesul de captare a CO2
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
41
Figura 24 Concentrația volumică a CO2 icircn gazele de ardere pentru temperatura CA de 1200degC
Icircn continuare s-au analizat următorii indicatori eficiența procesului temperatura CA
debitul de gaz de sinteză și concentrația volumică a O2 CO2 din gazele de ardere pentru o
putere constantă a turbinei cu gaze de respectiv 108 MW pentru toate variantele studiate
Astfel icircn figurile 25 și 26 sunt prezentate eficiența procesului și temperatura CA pentru această
putere constantă a turbinei cu gaze Se observă că și icircn aceste ipoteze eficiența procesului este
cea mai mare pentru varianta ciclului combinat cu gazeificare integrată cu captarea CO2 pre-
combustie la fel cum s-a icircntacircmplat și icircn ipoteza menținerii constante a temperaturii CA
prezentată anterior Icircn schimb icircn cazul temperaturii CA s-a obținut valoarea cea mai mare
pentru Varianta 4 datorită preicircncălzirii atacirct a amestecului gaz de sinteză-aer cacirct și a
preicircncălzirii gazului de sinteză icircnainte de intrarea icircn camera de ardere
Figura 25 Eficiența procesului pentru puterea TG de 108 MW
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
42
Figura 26 Temperatura CA pentru puterea TG de 108 MW
Datorită icircmbunătățirii procesului de utilizare a gazului de sinteză prin integrarea
diferitelor posibilități de recuperare și utilizare a căldurii gazelor de ardere debitul de gaz de
sinteză necesar producerii unei aceiași cantitate de energie electrică scade (figura 27)
obținacircndu-se astfel eficiențe mai bune icircn variantele cu captarea CO2 pre-combustie eficiența
procesului raportacircndu-se la debitul de singaz introdus icircn proces
Figura 27 Debitul de gaz de sinteză pentru puterea TG de 108 MW
Concentrația volumică a O2 și CO2 icircn gazele de ardere la sfacircrșitul icircntregului proces
pentru o putere a TG de 108 MW pentru variantele analizate este prezentată icircn figura 28 Icircn
cazul dioxidului de carbon aceasta este redusă după captarea pre-combustie (Varianta 1 2 3
4) Icircn schimb concentrația de O2 crește odată cu inegrarea procesului de captare și a recuperării
căldurii din gazele de ardere evacuate din turbina cu gaze din cauza debitului mai mare de aer
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
43
introdus icircn proces pentru arderea completă a elementelor combustibile din gazul de sinteză
concentrația volumică de O2 icircn gazele de ardere fiind cuprinsă icircntre 5-10
Figura 28 Concentrația volumică a O2 CO2 pentru puterea TG de 108 MW
Concluzii
Icircn cadrul etapei 2 s-au determinat performanțele energetice ale motoarelor termice pe
bază de combustibili gazoși ca și combustibil gazos s-a utilizat gazul de sinteză obținut prin
gazeificarea biomasei cu compoziția determinată icircn cadrul etapei 1 și prezentată la icircnceputul
subcapitolului 21 și de asemenea s-a efectuat și calculul unei instalații de turbină cu gaze icircn
regim nominal de funcționare dar icircn acest caz s-a utilizat ca și combustibil gazos metanul
Astfel după calculul arderii teoretice și arderii reale a gazului de sinteză a fost realizat calculul
ciclului motorului Icircn urma arderii teoretice a gazului de sinteză volumul de gaze de ardere
rezultat a fost următorul CO2 = 30 m3N H2O = 1885 m3
N N2 = 12607 m3N Icircn cazul arderii
reale a gazului de sinteză au rezultat următoarele participații volumice ale gazelor de ardere
O2 = 104 N2 = 7198 CO2 = 1603 H2O = 1095 Pentru calculul motorului ca și date
de intrare puterea nominală a fost considerată de 50 kW turația nominală de 3000 rotmin și
numărul de cilindri egal cu 6 După aplicarea relațiilor de calcul a rezultat un randament efectiv
al motorului de 2092 iar consumul specific de combustibil a fost de 4254 gkWh Pentru
icircmbunătățirea performanțelor motorului termic s-a realizat și un calcul de recuperare a căldurii
provenite de la MAS Astfel după realizarea și acestui calcul s-a construit diagrama Sankey
privind distribuția procentuală a căldurii icircn motor icircn acest caz căldura utilă reprezintă 24
căldura pierdută cu fluidul de răcire reprezintă 18 căldura pierdută icircn gazele de ardere
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
44
reprezintă 25 căldura pierdută rezidual reprezintă 31 iar căldura pierdută prin ardere
incompletă reprezintă 2
De asemenea s-a analizat integrarea energetică a procesului de separare a CO2 prin
absorbție fizică icircn cadrul instalațiilor energetice Icircn cadrul etapei 1 s-a analizat compoziția
gazului de sinteză rezultat icircn urma gazeificării biomasei icircn funcție de mai mulți parametri
urmacircnd ca icircn cadrul acestei etape respectiv icircn acest subcapitol să se analizeze utilizarea gazului
de sinteză icircn diferite instalații energetice Astfel s-a analizat performanțele energetice ale
utilizării gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu și fără captarea CO2 Au fost analizate
patru variante de valorificare a gazului de sinteză icircntr-o turbină cu gaze cu captarea CO2 aceste
variante comparacircndu-se cu varianta fără captarea CO2 Toți indicatorii energetici analizați ca
eficiența procesului puterea turbinei cu gaze etc au avut valori mai bune icircn cazul variantelor
cu captarea CO2 pre-combustie rezultacircnd ca și variantă optimă utilizarea gazului de sinteză
icircntr-un ciclu combinat gaze-abur cu gazeificare integrată și captarea CO2 pre-combustie prin
absorbție fizică Un alt avantaj important al integrării procesului de captare este că emisiile de
CO2 rezultate din proces sunt semnificativ mai mici decacirct icircn cazul utilizării gazului de sinteză
fără icircndepărtarea dioxidului de carbon din compoziția acestuia Principalul dezavantaj al
integrării procesului de captare a CO2 și al aplicării diferitelor metode de producere a energiei
electrice folosind o instalație de turbine cu gaze (fără recuperarea căldurii din gazele de ardere
cu recuperarea căldurii gazelor de ardere și preicircncălzirea aerului și gazului de sinteză icircnainte
de camera de ardere ciclu combinat gaze-abur) constă icircn costurile aferente integrării acestor
procese icircn acest studiu fiind analizate doar din punct de vedere al performanțelor tehnice
obținute
Articole icircn curs de publicare
1 Cristian DINCA Adrian PASCU Nela SLAVU Adrian BADEA rdquoPARAMETRIC
STUDY OF THE ETHANOLAMINE DEGRADATION IN THE ABSORPTION
PROCESSrdquo UPB Sci Bull Series C
2 Nela SLAVU Cristian DINCA Adrian BADEA rdquoCHILLED AMMONIA PROCESS
EVALUATION FOR CO2 SEPARATIONrdquo UPB Sci Bull Series C
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
45
Bibliografie
[1] EIA U S Annual energy review 2011 Energy Information Administration 2012
[2] Morehead H Siemens gasification technology improving plant economics through
performance In Gasification Technologies Conference Siemens Energy Washington DC 26
October 2014
[3] Mancuso L Advances in gasification plants for low carbon power and hydrogen
coproduction New Horizons in Gasification Foster Wheeler Italiana Rotterdam 10 March
2014
[4] Christopher Higman Marteen van der Burgt Gasification New York Elsevier Science
2003
[5] Souza-Santos L Marcio Solid Fuels Combustion and Gasification Modelling Simulation
and Equipment Operation New York Marcel Dekker Inc 2004
[6] Arranz JI Analysis of Densified of the Combination from Different Biomass Waste
Doctoral Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2011
[7] Poddar S Kamruzzaman M Sujan SMA Hossain M Jamal MS Gafur MA
Khanam M Effect of compression pressure on lignocellulosic biomass pellet to improve fuel
properties Higher heating value Fuel 131 43ndash48 2014
[8] Duca D Riva G Foppa Pedretti E Toscano G Wood pellet quality with respect to EN
14961ndash2 standard and certifications Fuel 135 9ndash14 2014
[9] Sepulveda FJ Selective Use for the Integral Valorization of Wastes from Cork Industry
PhD Thesis University of Extremadura Badajoz Spain 2014
[10] Miranda Teresa et al A review of pellets from different sources Materials 84 1413-
1427 2015
[11] Nexant Inc Survey and Down-Selection of Acid Gas Removal Systems for the
Thermochemical Conversion of Biomass to Ethanol with a Detailed Analysis of an MDEA
System Alliance for Sustainable Energy San Francisco California 2009
[12] Olajire AA CO2 capture and separation technologies for end-of-pipe applications ndash A
review Energy 35 2610-2628 2010
[13] Abdi MA Design and Operations of Natural Gas Sweetening Facilities in Workshop for
the 2nd Iranian Gas Forum Iran 2008
[14] Newman SA Acid and sour gas treating process 1985
[15] Kelly Thambimuthu M Soltanieh JC Abanades Z Abu-Ghararah and T Yashima
Capture of CO2 IPCC Special Report on Carbon dioxide Capture and Storage 2005
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012
46
[16] Bucklin R W and R L Schendel ldquoComparison of Physical Solvents Used for Gas
Processingrdquo Energy Progress October 1984
[17] Ranke G and V H Mohr ldquoThe Rectisol Wash New Developments in Acid Gas
Removal from Synthesis Gasrdquo from Acid and Sour Gas Treating Processes Stephen A
Newman ed Gulf Publishing Company Houston pp 80-111 1985
[18] W Guo F Feng G Song J Xion L Shen ldquoSimulation and energy performance
assessment of CO2 removal from crude synthetic natural gas via physical absorption processrdquo
in Journal of Natural Gas Chemistry Vol 21 pp 633 ndash 638 2012