3 la contractul nr.38/2012 Titlu proiect: Optimizarea … · Model matematic de simulare a...

1

Raport ştiinţific nr. 3 la contractul nr.38/2012

Titlu proiect: Optimizarea tehnico-economică şi a impactului asupra mediului a integrării tehnologiilor CCS în centralele electrice pe combustibili fosili solizi şi surse energetice

regenerabile (biomasă)

Etapa nr. 3: Studiu experimental şi de modelare-simulare a integrării tehnologiilor de captare CO2 în cadrul tehnologiilor de ardere

Activităţi în cadrul etapei:

A.3.1. Integrarea tehnologiei de captare CO2 post-combustie în centrale electrice (analiza proceselor de adsorbţie şi membrane) A.3.2. Integrarea tehnologiei de captare CO2 pre-combustie în centrale electrice analizând diferite procese fizico-chimice (Selexol, Rectisol) A.3.3. Integrarea tehnologiei oxi-combustie în cadrul centralelor electrice A.3.4. Estimarea gradului de integrare a tehnologiilor de captare CO2 în cadrul centralelor electrice A.3.5. Proiectarea şi realizarea instalaţiei pilot de captare CO2 pre-combustie cu posibilitate de oxi-combustie A.3.6. Studiu experimental constând în determinarea parametrilor tehnici şi ecologici ai integrării tehnologiilor de captare CO2 pre-combustie, post-combustie şi oxi-combustie în cadrul centralelor electrice A.3.7. Model matematic de simulare a proceselor de captare CO2 pre-combustie, post-combustie şi oxi-combustie. Validarea modelelor matematice pe baza rezultatelor experimentale. Activitate de diseminare în reviste internaţionale, conferinţe, workşopuri.

Întocmit: Director de proiect: Conf.dr.ing. Cristian DINCĂ Responsabil Partener 1: Conf.dr.ing. Călin CORMOŞ Responsabil Partener 2: Dr.ing. Carmencita CONSTANTIN Responsabil Partener 3: Prof.dr.ing. Horia NECULA

Contract nr. 38/2012 – Etapa nr.3 –Studiu experimental şi de modelare-simulare a integrării tehnologiilor de captare CO2 în cadrul tehnologiilor de ardere

2

1. Rezumat

Obiectivul celei de-a treia etape a constat în determinarea gradului de integrare a tehnologiilor pre-combustie şi oxi-combustie de captare CO2 în cadrul unităţilor energetice. Deasemenea, s-a avut ca obiectiv proiectarea şi realizarea a două tehnologii de captare CO2 pre-combustie utilizând membrane polimerice şi respectiv oxi-combustie prin ardere în buclă chimică. Rezultatele obţinute pentru procesele pre-combustie şi oxi-combustie au fost obţinute în studii de simulare precum Chemcad şi Aspen Plus şi comparate cu cele obţinute în modele matematice create în Mathcad.

Prima dintre cele două instalaţii realizate în cadrul acestei etape permite testarea membranelor polimerice şi ceramice atât în procese pre-combustie cât şi post-combustie fiind utilă şi în cazul centralelor termoelectrice existente. Parametrii de proces urmăriţi au fost eficienţa procesului de captare CO2, suprafaţa specifică a membranelor utilizate pentru o anumită eficienţă de captare CO2, consumul de energie necesar procesului de desorbţie a membranelor polimerice prin chemosorbţie şi fiziosorbţie, şi parametrii presiune şi temperatură corespunzători unei funcţionări optime a membranelor polimerice.

Modificarea suprafeţei specifice a membranelor polimerice s-a realizat prin funcţionarea în paralel sau în serie a coloanelor cu membrană. În studiul experimental au fost analizate următoarele tipuri de membrane: Polyphenyleneoxide, Polyimides şi Polaris TM obţinându-se următoarele valori pentru permeabilitate, solubilitate şi gradul de difuzie al gazelor prin membrane. Rezultatele au fost obţinute în urma simulărilor în Aspen Plus şi comparate cu rezultate din literatura de specialitate.

Cea de-a doua instalaţie experimentală face parte din familia proceselor de captare CO2 oxi-combustie. Ca şi în cazul primei instalaţii s-a urmărit determinarea eficienţei procesului de captare CO2. Determinarea necesarului de energie termică rezultă din diferenţa dintre cele două procese: procesul de conversie (proces endoterm) şi procesul de regenerare a transportorului de oxigen (proces exoterm).

Pentru determinarea gradului de integrare al tehnologiilor de captare CO2 în unităţile energetice s-a ţinut cont de costurile induse de respectiva tehnologie (cheltuieli de investiţie, cheltuieli de mentenanţă, cheltuieli de întreţinere) şi de indicatori tehnici precum eficienţa de captare CO2, şi eficienţa globală a unităţii energetice echipată cu tehnologia de captare CO2.

Modelul matematic realizat în cadrul acestei etape a permis o dimensionare optimă a coloanei de absorbţie în vederea reducerii necesarului de energie termică pentru regenerarea solventului şi a creşterii eficienţei procesului de captare CO2. În calculul de dimensionare au fost selectate mai multe tipuri de umpluturi printre care: inele Raschig din plastic sau ceramice, inele Pall din plastic sau ceramice şi inele de tip şa Berl.

Ţinând cont de observaţiile primite la evaluarea anterioară, în cadrul acestei etape s-a determinat tehnologia optimă de captare CO2 considerând că aceastea ar putea fi inegrate în cadrul unei centrale electrice utilizând analiza multicriterială bazată pe principiul MUNDA.

Rezultatele obţinute în cadrul acestei etape au fost diseminate în articole publicate sau aflate în curs de publicare în principalul flux de reviste internaţionale (2 articole în reviste cotate ISI), cu un factor de impact cumulat de aproximativ 4,1. În curs de publicare se află un articol la revista internaţională cotată ISI - Environmental Engineering Journal. De asemenea, rezultatele au fost publicate în 3 reviste BDI precum: Chemical Engineering Transactions (2 articole) şi 1 articol în buletinul: Romanian Chemical Engineering Society. Rezultatele obţinute în acestă etapă au fost prezentate în cadrul a 5 conferinţe internaţionale dintre care două articole au fost prezentate într-o conferinţă ISI şi alte două articole au fost prezentate într-o conferinţă indexată Taylor and Francis.


3

2. Integrarea tehnologiei de captare CO2 post-combustie în centrale electrice (analiza proceselor de adsorbţie şi membrane) În cadrul acestui capitol se prezintă calculul de dimensionare al instalaţiilor ce utilizează

membrane având la bază principiul adsorbţiei. Ecuaţiile transferului de substanţă descriu procesul de adsorbţie cu funcţionare continuă în

regim static. Ecuaţia (2.1.) a transferului de substanţă utilizată pentru determinarea înălţimii stratului de adsorbţie este valabilă în cazul în care concentraţia adsorbitului se regăseşte pe porţiunea liniară a izotermei de adsorbţie.

퐿 =∙ ∙∆

(2.1.) Unde: G – cantitatea de substanţă adsorbită de către adsorbant în unitatea de timp, în kgf/s; Kv – coeficientul global de transfer de masă, în kgf/(m3 s kgf/m3); fa – suprafaţa secţiunii transversale a stratului de adsorbant, în m2; ΔCmed – diferenţa medie a concentraţiilor a cărei ecuaţie de definiţie este (2.2.). ΔC1 –

diferenţa maximă între concentraţii la un capăt al stratului iar ΔC2 – diferenţa minimă dintre concentraţii la celălalt capăt.

∆퐶 = ∆ ∆∆∆

(2.2.)

Pentru cazul în care concentraţia de substanţă se regăseşte pe curba izotermei de adsorbţie atunci ecuaţia utilizată pentru determinarea înălţimii stratului de adsorbţie este (2.3.).

퐿 = ℎ ∙ 푚 (2.3.) Unde: h – este înălţimea stratului raportată la o unitate de transport, pentru determinarea sa se

utilizează ecuaţia (2.4.) ℎ =

∙ (2.4.)

iar V2 este debitul volumic al amestecului gazos ce trece prin adsorber, în m3/s; m – reprezintă numărul de unităţi de transport. Pentru determinarea sa grafică se utilizează

ecuaţia (2.5.). 푚 = ∫ (2.5.) Procesul de desorbţie se realizează pentru a extrage substanţa sau vaporii adsorbiţi în

procesul de adsorbţie. În majoritatea cazurilor, desorbţia permite menţinerea capacităţii de adsorbţie a adsorbantului necesară asigurării eficienţei dorite a procesului de adsorbţie. Spre deosebire de procesul de adsorbţie unde se degajă căldură, procesul fiind exoterm, procesul de desorbţie este endoterm fiind necesar să se introducă în proces o cantitate de căldură. Acest lucru conduce la creşterea temperaturii procesului şi ulterior la reducerea activităţii adsorbantului.

În situaţia existenţei în amestecul gazos al unui component cu temperatura de fierbere scăzută, procesul de sorbţie este îngreunat la temperaturi uzuale. Prin urmare, adsorbantul este pretratat cu ajutorul unui gaz sau a aburului pentru îndepărtarea componentei respective de la suprafaţa sa.

În majoritatea situaţiilor procesul de desorbţie se realizează prin încălzirea atât a adsorbantului cât şi a coloanei de adsorbţie cu abur până la temperatura generării desorbţiei. Pentru determinarea necesarului de abur se utilizează ecuaţia (2.6.). 퐷 = ∙ ∙ ∙ ∙ ∙ ∙ + 퐷 ∙ 퐺 (2.6.)

Unde: Ga – cantitatea de substanţă desorbită, în kgf; Gad – masa adsorbantului, în kgf; Gap – greutatea adsorberului încălzit, în kgf; ca – căldura specifică a adsorbitului, în kcal/(kgf oC);


4

cad – căldura specifică a adsorbantului, în kcal/(kgf oC); cap – căldura specifică medie a materialului din care este realizat adsorberul, în kcal/(kgf

oC); Dad – cantitatea de abur rămasă în adsorbant, în kgf; Da – cantitatea de abur specific raportată la substanţa desorbită, în kgf/kgf; q – căldura de adsorbţie, în kcal/kgf; qum – căldura de umectare, în kcal/kgf; ti, tf – temperatura la începutul respectiv la sfârşitul procesului de desorbţie, în oC; if, ii – entalpia la începutul respectiv la sfârşitul procesului de desorbţie, în kcal/kgf; Qp – pierderile de căldură în mediul înconjurător, în kcal. Pentru determinarea necesarului de căldură de adsorbţie pentru anumite substanţe se

utilizează tabele sau nomograme. Căldura de umectare (qum) se determină ca diferenţa dintre căldura de adsorbţie (q) şi căldura de condensare a vaporilor substanţei desorbite (qc), utilizând ecuaţia (2.7.).

푞 = 푞 − 푞 (2.7.) În figura 1 se prezintă schema instalaţiei experimentale utilizată în programul de simulare

Aspen Plus [1].

Figura 1. Instalaţie pilot experimentală de captare CO2 cu ajutorul membranelor

Tabelul 1. Proprietăţile membranelor polimerice considerate în procesul de simulare [1]

Polimeri analizaţi Permeabilitate (10-10mol/m2.s.Pa)

Selectivitate (CO2/N2)

Polyphenyleneoxide

CO2 1910 N2 95.7 O2 478 Ar 191

20

Polyimides CO2 3347 N2 84 40

Polaris™

CO2 3350 N2 67

O2 168 Ar 168

50


5

În figura 2 se prezintă rezultatele obţinute în simulare corespunzător tipurilor de membrane analizate prezentate în tabelul 1.

Figura 2. Rezultate privind caracterisicile membranelor polimerice

Din analiza figurilor de mai sus se observă că pentru a creşte valoarea coeficienţilor de

difuzie este necesar să se crească presiunea parţială a gazelor componente din amestecul gazos introdus. Pentru o mai mare flexibilitate, procesul de reţinere cu membrane este unul ce permite simularea atât a proceselor de ardere cât şi a proceselor de gazeificare.

S-a observat că în cazul creşterii presiunii parţiale a componentelor din gazele de ardere se reduce eficienţa globală a centralei electrice. De asemenea, temperatura procesului influenţează valoarea selectivităţii CO2/N2. În cazul utilizării membranelor de tip Polaris TM, temperatura gazelor de ardere trebuie redusă de la 80-100 oC la 20-30 oC. Reducerea temperaturii se obţine ca şi în cazul presiunii printr-o creştere a cosumului de energie şi aceasta va reduce eficienţa globală a centrale electrice.

3. Integrarea tehnologiei de captare CO2 pre-combustie în centrale electrice analizând

diferite procese fizico-chimice (Selexol, Rectisol)

În cadrul acestei activități a fost realizată modelarea matematică şi simularea unei instalații IGCC (Integrated Gasification Combined Cycle) pentru generarea de electricitate cu captarea dioxidului de carbon folosind tehnica pre-combustie bazată pe procesele de absorbție gaz-lichid folosind solvenți fizici (de ex. Selexol, Rectisol etc.). Pentru exemplificare se vor considera două dintre cele mai eficiente reactoare de gazeificare și anume procedeele Shell și Siemens. Ambele reactoare de gazeificare sunt reactoare în echicurent, alimentarea combustibilului solid se face pneumatic cu ajutorul unui gaz inert (de obicei azot dar se poate folosi și dioxidul de carbon). Reactorul de gazeificare Shell (notat în continuare Cazul 1) este prevăzut cu facilitatea de gaz quench (răcirea gazului se face prin folosirea unui curent de gaz de sinteză rece recirculat) iar reactorul Siemens (Cazul 2) este un reactor cu facilitatea de răcire a gazului de sinteză utilizând stopirea cu apă. Schema conceptuală a unei instalații IGCC cu captarea dioxidului de carbon într-o configurație pre-combustie, este prezentată în Figura 3.

Această instalație a fost modelată și simulată folosind programul ChemCAD. S-au simulat două situații pentru ambele reactoare de gazeificare, una fără captare (cazurile de referință, notate cu "a") și cazurile cu captare (notate cu "b"). Tabelul 2 prezintă principalele caracteristici de proiectare a diferitelor sub-sisteme pentru cazurile cu captare CO2.


6

Figura 3. Schema instalaţiei IGCC pentru generarea de electricitate cu captare pre-combustie a CO2

Tabelul 2. Caracteristicile principale ale instalaţiei IGCC cu captare pre-combustie a CO2 Sub-sistem Parametrii

Instalaţia de separare a aerului (Air Separation Unit - ASU)

Puritate oxigen: 95 % (vol.) Consum electricitate ASU: 225 kWh/ton O2

Reactor de gazeificare (Shell / Siemens)

Presiune O2 la reactorul de gezeificare: 48 bar Presiune reactor de gazeificare: 40 bar

Temperatură reactor de gazeificare: >1400oC Conversie carbon: 99,9 %

Cădere de presiune: 1,5 bar Sistem de răcire: quanch cu gaz (Shell), quench cu apă (Siemens)

Consum electricitate inst. auxiliare: 1 % energia termică a cărbunelui

Conversia monoxidului de carbon cu vapori de apă (Water Gas Shift

conversion - WGS)

Catalizator tolerant la sulf (sour shift). 2 reactoare în strat fix Raport abur / CO = 2 / 1 Conversia CO: 96 – 98 %

Mod de operare termică: adiabatic, căderea de presiune: 1 bar / strat

Instalaţia de separare gaze acide (Acid Gas Removal - AGR)

Solvent: Selexol® (amestec de eteri dimetilici ai poli-etilen glicolului) Captare separată H2S şi CO2

Rată de captare H2S: 99.5 – 99.9 % Rată de captare CO2: ~95 %

Regenerare solvent: - termic pentru captare H2S - scădere de presiune pentru CO2

Uscarea şi comprimarea CO2 captat

Presiune finală: >120 bar Eficienţa compresorului: 85 %

Solvent folosit la uscare: TEG (Trietilenglicol)

Instalaţia Claus Oxidant folosit: oxigen Compoziţie flux H2S: > 20 % (vol.)

Turbina de gaz (GT)

1 x M701G2 (Mitsubishi Heavy Industries Ltd.) Putere instalată netă: 334 MW

Eficienţă electrică: 39,5 % Raport compresie: 21

Generatorul de abur şi parametrii ciclului de abur (Rankine)

Trei nivele de presiune (HP / MP / LP): 120 / 34 / 3 bar Reîncălzire abur de medie presiune MP

Presiune condensator: 0,046 bar Integrare abur rezultat din blocul de gazeificare cu ciclul Rankine

Eficienţa izoentropică a turbinei: 85 % Umiditate abur la ieşire turbină: max. 10 %

Schimbătoare de căldură Tmin. = 10oC Cădere de presiune: 1 - 4 % din presiunea de intrare

Gazeificare Instalaţie separare aer (ASU) şi comprimare O2 / N2

O2

Cărbune + Gaz transportor (N2) Aer

Condiţionare gaz de sinteză

Abur

Conversie CO

Cenuşă

Separare gaze acide (AGR)

Instalaţie Claus şi tratare gaze Sulf

Ciclu combinat gaze-abur

CO2 la stocare

Apă

Electricitate

O2 N2

Uscare şi comprimare CO2


7

Prin modelarea și simularea instalației folosind programul ChemCAD s-au obținut toate datele (bilanțurile de masă și energie) pentru evaluarea performanțelor tehnico-economice și de mediu ale instalațiilor. Pentru estimarea costurilor de capital s-a utilizat metoda corelaţiilor de costuri cu capacitatea de producţie a sub-sistemelor componente a instalaţiei. Costurile de capital a sub-sistemelor instalaţiei sunt date de o relaţie de tipul funcţie de capacitatea de producţie:

M

BBE Q

QCC )(* (3.1.)

unde: CE = costul de capital al echipamentului cu capacitatea Q; CB = costul bază de capital al echipamentului cu capacitatea QB; M = constantă depinzând de echipament. Pentru calcularea costurilor de operare s-au folosit parametrii economici din Tabelul 3.

Tabelul 3. Parametrii economici utilizați în evaluarea costurilor de operare Preţ cărbune 2.2 € / GJ

Preţ apă demineralizată (BFW) şi de proces 0.10 € / t

Preţ apă de răcire 0.01 € / t

Preţ catalizatori (WGS, Claus) 1 500 000 € / an

Preţ Selexol 6 500 € / t

Preţ tratare apă de răcire (CW) 0.0025 € / m3

Tratare apă demineralizată (BFW) şi de proces 90 000 € / lună

Cost tratare cenuşă 10.0 € / t

Număr de personal direct 112 persoane

Salar personal direct productiv 50 000 € / persoană / an

Administrativ, suport & cheltuieli generale 30 % din costuri directe

Costuri întreţinere 3.5 % din CAPEX

Capital circulant 30 zile

Număr de ore de lucru pe an 7 500 h / an

Rata de inflaţie 8 %

Timp de construcţie instalaţie 3 ani

Durată de viaţă a instalației 25 ani

Performanţele tehnico-economice ale cazurilor evaluate sunt prezentate în Tabelul 4. Se

poate observă din Tabelul 4 comparând acelaşi reactor de gazeificare cu şi fără etapa de captare CO2 că penalitatea energetică (exprimată în puncte procentuale de eficienţă netă) pentru captarea CO2 este de 9,5 % pentru Shell şi de 7,1 % pentru Siemens. Motivul aceste penalităţi energetice rezidă în procesul de captare şi comprimare a dioxidului de carbon. Penalitatea energetică mai mică în cazul reactorului Siemens se explică prin configuraţia “water quench” a gazului de sinteză care asigură necesarul de abur a procesului de conversie a monoxidului de carbon cu vapori de apă. Emisiile specifice de CO2 se reduc substanţial prin introducerea etapei de captare de la 740-800 kg/MWh fără captare la 75-87 kg/MWh cu captare.

S-au evaluat diferiți solvenți pentru captarea pre-combustie a CO2 dintr-o instalație de gazeificare (pentru această analiză s-a folosit un reactor Siemens). În acest sens s-au evaluat doi solvenți fizici (Selexol® și Rectisol®) și unul chimic (MDEA). Tabelul 5 prezintă principalele consumuri specifice ale instalației de captare CO2. După cum se poate observa procedeul bazat pe Selexol® are indicatorii cei mai buni, acesta fiind motivul pentru care în analiza tehnico-economică și de mediu s-a folosit acest solvent.


8

Tabelul 4. Indicatorii de tehnico-economici ai instalaţiilor IGCC cu / fără captare CO2 Principalii parametrii U.M. Cazul 1a Cazul 2a Cazul 1b Cazul 2b Debit cărbune (a.r.) t/h 147,80 147,80 165,70 165,70

Putere calorică cărbune (a.r) MJ/kg 25,353 Energie termică cărbune (A) MWth 1040,88 1040,88 1166,98 1166,98

Putere generată turbină de gaz (M701G2) MWe 334,00 334,00 334,00 334,00

Putere generată turbină de abur MWe 224,01 186,92 210,84 197,50 Putere generată turbină de expansiune MWe 0,68 0,88 0,78 0,78

Putere generată brut (D) MWe 558,69 521,80 545,62 532,28

Consum ASU + comprimare O2 MWe 39,91 39,92 44,73 44,72 Consum unitate de gazeificare MWe 8,38 6,62 9,12 8,08

Consum AGR + CO2 uscare & comprimare MWe 6,12 7,07 39,81 40,07 Consum bloc de generare energie electrică MWe 19,09 19,22 18,78 19,00

Consum total de putere a instalaţiei (E) MWe 73,50 72,83 112,44 111,87

Putere generată net (F = D – E) MWe 485,19 448,97 433,18 420,41 Eficienţă energetică brută (D/A * 100) % 53,67 50,13 46,75 45,61 Eficienţă energetică netă (F/A * 100) % 46,61 43,13 37,11 36,02

Rata de captare a carbonului % 0,00 0,00 90,79 92,35 Emisii specifice CO2 kg/MWh 741,50 801,36 86,92 76,12

Costuri totale de investiţie 106 Euro 909,64 890,17 1107,33 1102,31

Costuri totale de investiţie per kW brut Euro / kW 1628,16 1705,96 2029,48 2070,93 Costuri totale de investiţie per kW net Euro / kW 1874,81 1982,70 2556,27 2621,99

Costuri fixe de operare 106 Euro/an 34,40 33,70 38,43 38,22

Costuri fixe per kWh net Euro / MWh 9,45 10,01 11,83 12,12 Costuri variabile de operare 106 Euro/an 68,50 70,37 75,93 77,81 Costuri variabile per kWh net Euro / MWh 18,82 20,90 23,37 24,68

Se poate observă din Tabelul 3 comparând acelaşi reactor de gazeificare cu şi fără etapa de captare CO2 că penalitatea energetică (exprimată în puncte procentuale de eficienţă netă) pentru captarea CO2 este de 9,5 % pentru Shell şi de 7,1 % pentru Siemens. Motivul aceste penalităţi energetice rezidă în procesul de captare şi comprimare a dioxidului de carbon. Penalitatea energetică mai mică în cazul reactorului Siemens se explică prin configuraţia “water quench” a gazului de sinteză care asigură necesarul de abur a procesului de conversie a monoxidului de carbon cu vapori de apă. Emisiile specifice de CO2 se reduc substanţial prin introducerea etapei de captare de la 740-800 kg/MWh fără captare la 75-87 kg/MWh cu captare.

S-au evaluat diferiți solvenți pentru captarea pre-combustie a CO2 dintr-o instalație de gazeificare (pentru această analiză s-a folosit un reactor Siemens). În acest sens s-au evaluat doi solvenți fizici (Selexol® și Rectisol®) și unul chimic (MDEA). Tabelul 5 prezintă principalele consumuri specifice ale instalației de captare CO2. După cum se poate observa procedeul bazat pe Selexol® are indicatorii cei mai buni, acesta fiind motivul pentru care în analiza tehnico-economică și de mediu s-a folosit acest solvent.

În ceea ce priveşte costurile de capital, se observă o diferenţă nesemnificativă între cele două reactoare de gazeificare. Se constată o mică creştere în cazul Shell datorată sistemului mai complex (gas quench, HP & IP boiler). Introducerea etapei de captare CO2 creşte costurile de capital cu aproximativ 22 – 24 %. Pentru costurile specifice de investiţie apar diferenţe semnificative între cele două tipuri de reactoare, diferenţe datorate eficienţelor energetice diferite (reactorul Shell este cu circa 3,5 % mai eficient decât Siemens fără captare şi cu circa 1,1 % în cazul în care avem etapă de captare). Costurile fixe de operare şi întreţinere sunt mai mari în cazul reactorului Shell, dar situaţia se inversează pentru costurile de operare specifice din cauza eficienţei energetice mai mare


9

a acestui tip de reactor. Introducerea etapei de captare şi stocare CO2 duce la creşterea atât a costurilor fixe cât şi a celor variabile cu circa 10.5 – 13,5 %.

Tabelul 5. Consumurile energetice pentru solvenții analizați

Consum energetic U.M. Selexol® Rectisol® MDEA

Consum energie electrică kWh/kg CO2 captat 0,1080 0,1186 0,0950

Consum utilitate de încălzire (abur)

MJ/kg CO2 captat 0,2238 0,3740 0,7015

Consum utilitate de răcire (apă) MJ/kg CO2 captat 0,5590 0,6156 3,3141

De asemenea, s-a calculat costul energiei electrice în cele patru cazuri analizate și costurile

de captare și de reducere a emisiilor de CO2. Tabelul 6 prezintă situația acestor parametrii pentru cazurile analizate.

Tabelul 6. Costul energiei electrice și costurile de captare CO2 Costuri U.M. Cazul 1a Cazul 2a Cazul 1b Cazul 2b

Costul energiei electrice € / MWh 54,13 59,00 73,28 76,20 Costul de captare CO2 € / t - - 22,68 19,48 Costul de reducere a

emisiilor de CO2 € / t - - 29,28 23,72

Se poate observa că introducerea etapei de captare duce la creșterea costului electricității cu

circa 35 % (pentru reactorul Shell) și 29 % (pentru reactorul Siemens). Reactorul de gazeificare Siemens are costuri de captare a CO2 mai reduse din cauza influenței pozitive a sistemul de răcire cu apă a gazului de sinteză (water quench) ceea ce induce o penalitate energetică pentru captare mai mică (cu aproximativ 2,5 puncte procentuale de eficiență energetică netă) decât reactorul Shell.

4. Integrarea tehnologiei oxi-combustie în cadrul centralelor electrice

Tendința actuală de industrializare, de dezvoltare tehnologică și de creștere a populației la nivel mondial, în special în țările în curs de dezvoltare economică, cum ar fi China, India și Brazilia, a condus la o creștere continuă a consumului de energie electrică. Satisfacerea acestei necesitați implică în primul rând găsirea şi promovarea unor surse alternative de energie respectiv îmbunătățirea tehnologiilor şi centralelor electrice existente pe bază de combustibili fosili. Reducerea emisiilor de CO2 concomitent cu dezvoltarea de noi tehnologii pentru producția de energie este de maximă importanță având în vedere impactul ecologic al emisiilor necontrolate de CO2. În acest scop, această activitate își propune evaluarea performanțelor tehnice a două centrale electrice operate în regim supra-critic a aburului fără captarea CO2 (cazul de referință) și cu captare CO2 prin tehnica de oxi-combustie utilizând indicatorii tehnici de performanță definiți în studiile anterioare [2].

Evaluarea performanțelor la scară industrială a sistemelor de producere a energiei electrice pe bază de combustibili fosili (cărbune), cu și fără captare de CO2, au fost realizate prin modelarea și simularea procesului folosind software-ul ChemCAD. Având în vedere condițiile de operare şi proprietățile fizico-chimice ale compușilor implicați s-a utilizat modelul termodinamic Soave–Redlich–Kwong (SRK) cu modificări Boston - Mathias. În cadrul simulărilor s-au considerat condiții de echilibru chimic şi de fază bazate pe modelul de minimizare a energiei libere Gibbs. Ipotezele de dezvoltare ale modelului pentru varianta cu oxicombustie sunt prezentate în Tabelul 7.

Centrala electrică pe oxi-combustie evaluată în acestă etapă, vezi Figura 4, are următoarele unități de bază: unitate de separare a oxigenului din aer, bloc de generare a energiei electrice, unitatea de desulfurare gaze de ardere și cea de uscare şi comprimare CO2.


10

Tabelul 7. Caracteristicile principale ale modelului de centrală electrică prin oxi-combustie Unități Parametrii

Unitate separare criogenica oxigen din aer

Puritatea oxigenului: 95 % (vol.) Consum specific de energie: 180 kwh/t O2

Presiunea de livrare oxigen: 2 bar Randament compresor: 90 %

Prima treapta de comprimare: 2.34 bar / 22oC A doua treapta de comprimare: 4 bar / 25oC

Blocul de generare energie electrică PF boiler

Pierderi de căldură: 0.75 % Căderea de presiune: 0.15 bar

Parametrii ciclului de abur

Regim de operare supra-critic: 290 bar / 582oC Două treapte de reîncălzire a aburului:

75 bar / 580oC 20 bar / 580oC

Unitate desulfurare gaze de ardere Suspensie de calcar Randament desulfurare: 98-99 %

Unitatea de condiționare CO2 captat Condiționare înainte de separare: spălare cu

apă Unitate criogenică de separare

Presiune finală de comprimare CO2: 120 bar Presiunea din condensator 46 mbar Temperatura apei de răcire 15oC

Căderea de presiune in schimbătoarele de căldură 1 - 4 % din presiunea de intrare

Figura 4. Configurația centralei electrice cu oxi-combustie

Pe baza datelor de bilanț de masă şi energie, obținute în urma simulărilor diferitelor variante

tehnologice (cu și fără captare), au fost calculaţi cei mai importanți indicatori tehnici și economici de performanță, valori centralizate în Tabelul 8. Se observă diminuarea performanțelor cu 9 puncte procentuale în urma introducerii unității de captare. Acest lucru se datorează în primul rând consumului suplimentar de energie pentru condiționarea şi comprimarea CO2 iar în al doilea rând datorită consumului de energie necesar la separarea criogenică a oxigenului din aer.

Comparând rezultatele obținute, prezentate în Tabel 2, cu cele din literatura de specialitate se poate concluziona că performanțele obținute pentru cele două variante tehnologice sunt în acord cu cele obținute în alte studii [3,4]. Astfel, valori similare se pot găsi în cazul eficienței energetice nete pentru varianta fără captare de CO2 (~ 44 %) respectiv pentru oxi-combustie (~ 35) [4,5]. Consumul specific de energie pentru separarea criogenică a oxigenului din aer (186 Kwh/t O2) se încadrează în domeniul 180-210 kWh/t O2 raportat în literatura pentru oxigen cu puritate de 95% [5].


11

Tabelul 8. Indicatori tehnici de performanță – cu și fără captare CO2 Parametru U.M. Fără captare Cu captare

Debit de cărbune kg/h 156,74 156,74 Putere calorică inferioară MJ/kg 25,17 Energie termică combustibil (A) MWth 1095,87 1095,87

Putere generată de turbina de abur MWe 502,32 519,71 Producție brută de energie electrică (B) MWe 502,32 519,71

Procesare cărbune (0.5 %) MWe 5,47 5,48 Unitate separare oxigen (ASU) MWe - 68,60 Purificare CO2 (comprimare inclusă) MWe - 54,81 Putere de blocul de generare energie electrică MWe 21,98 14,76 Consum total de energie electrică a centralei (C) MWe 27,45 143,65

Producție netă de energie electrică (D = B - C) MWe 474,87 376,06 Randament energetic brut (B/A * 100) % 45,83 47,42 Randament energetic net (D/A * 100) % 43,33 34,31 Rata de captare CO2 % 0,00 90,00 Emisie specifică de CO2 kg/MWh 800,58 80,69

Costuri totale de investiţie 106 Euro 625,37 859,12 Costuri totale de investiţie per kW brut Euro / kW 1244,96 1653,07 Costuri totale de investiţie per kW net Euro / kW 1316,92 2284,53

Costuri fixe de operare 106 Euro/an 24,87 30,32 Costuri fixe per kWh net Euro / MWh 6,98 10,75 Costuri variabile de operare 106 Euro/an 67,43 70,79 Costuri variabile per kWh net Euro / MWh 18,93 25,10

Din punct de vedere economic se poate observa că introducerea etapei de captare CO2 prin

oxi-combustie implică creșterea investiției specifice de capital cu circa 70 %, a cheltuielilor de operare cu circa 38 % iar costul energiei electrice crește cu circa 54 % comparativ cu cazul de bază (centrală electrică în domeniu super-critic fără captare). Se poate constata că comparativ cu centralele electrice pe gazeificare (IGCC) introducerea etapei de captare prin oxi-combustie duce la creșteri procentuale mai mari ale costurilor de capital și de operare deși valorile fizice ramân încă inferioare instalațiilor de tip IGCC.

5. Estimarea gradului de integrare a tehnologiilor de captare CO2 în cadrul centralelor

electrice. Studiu experimental constând în determinarea parametrilor tehnici şi ecologici ai

integrării tehnologiilor de captare CO2 pre-combustie, post-combustie şi oxi-combustie în

cadrul centralelor electrice

În figura 5 în urma aplicării analizei multicriteriale de tip Munda [6] se prezintă o comparare între tehnologiile de captare CO2 analizate pe criterii tehnico-economice şi de mediu. Tehnologiile de captare CO2 analizate sunt:

Tehnologie de captare CO2 prin absorbţie chimică utilizând monoethanolamina; Tehnologie de captare CO2 pre-combustie prin membrane polimerice; Tehnologie de captare CO2 utilizând procedeul SELEXOL. Criteriile utilizate pentru evaluarea tehnologiilor de captare CO2 sunt: a) Eficienţa de captare CO2; b) Eficienţa globală a centralei electrice prevăzute cu captare CO2; c) Cheltuieli de investiţie cu tehnologia de captare CO2; d) Cheltuieli de mentenanţă implicate de către tehnologia de captare CO2.


12

Figura 5. Evaluarea multicriterială a tehnologiilor de captare CO2

Gradul de integrare al tehnologiei de captare CO2 într-o centrală termoelectrică s-a

determinat prin calcularea, pentru fiecare tehnologie, a ariei suprafeţei determinate de cele patru criterii de evaluare. Suprafaţa poligonului s-a împărţit în 2 triunghiuri oarecare a căror suprafaţă s-a calculat cu ajutorul formulei lui Heron. Gradul de integrare este reprezentat de valoarea obţinută pentru fiecare dintre suprafeţe considerând că cu cât valoarea este mai mare cu atât tehnologia de captare CO2 poate fi integrată fără consecinţe economice şi tehnice importante. În figura 6 s-a prezentat comparaţia dintre tehnologiile de captare CO2 analizate.

Figura 6. Gradul de integrare al tehnologiilor de captare CO2

0

50

100

150

200

250

300

Captare CO2 absorbtiechimica - MEA

Captare CO2 pre-combustie- membrane

Captare CO2 pre-combustie- SELEXOL

Gradul de integrare al tehnologiilor de captare CO2


13

6. Proiectarea şi realizarea instalaţiei pilot de captare CO2 pre-combustie cu posibilitate

de oxi-combustie

În cadrul acestei activității s-au construit două instalații de laborator: a) instalaţie de tip

reactor catalitic în strat fix pentru testarea diverselor materiale solide folosite ca și transportori de oxigen în procesele de captare a dioxidului de carbon din sisteme de tip „chemical looping” pentru cazul combustibililor gazoși (de ex. gaz metan, gaz de sinteză etc.) şi b) instalaţie de captare CO2 utilizând membrane polimerice. Schema conceptuală a reactorului catalitic în strat fix este prezentată în Figura 7. Reactorul catalitic este realizat din oțel refractor, toată instalația este izolată termic pentru reducerea pierderilor de căldură. Parametrilor instalației sunt monitorizați prin intermediul calculatorului cu posibilitate de stocare a datelor de proces. Instalația poate fi controlată atât local (stabilire set-pointuri controlere) cât și cu ajutorul calculatorului (prin aplicația informatică pusă de dispoziție de constructorul instalației).

Figura 7. Schema reactorului catalitic în strat fix

Reactorul catalitic în strat fix este confecţionat din oţel refractar capabil de a fi operat până la temperaturi de 1000 - 1100oC, amplasat vertical având un diametru interior de circa 30 - 35 mm şi o lungime de 1 - 1,2 metri. Reactorul este introdus într-un cuptor electric având o putere de aproximativ 6 - 7 kW. La baza şi la vârful reactorului sunt montați senzori de presiune pentru faza gazoasă. Pe lungimea reactorului sunt instalați mai multe termocuple pentru urmărirea / controlul temperaturii la o distanţă de 15 - 25 cm una faţă de alta. La ieșirea din reactorul catalitic în strat fix, pe conducta de evacuare a gazelor este prevăzut un racord pentru prelevare de probe gazoase ce

G

Rea

ctor

cat

aliti

c în

stra

t fix

Cuptor electric

Butelie N2

FIC FIC

FI

TI

PI

Gaz analizor

Indicatoare și controlere de

debit, temperatură şi

presiune

Legendă:

FIC

Compresor de aer

TI

Pre-încălzire electrică

Butelie CH4

G

La coş

Material solid (catalizator)

FIC

Generator de abur

TI

PI

TI

TI

PI TI


14

urmează a fi analizate. Fluxurile gazoase ce se introduc în reactor sunt controlate print intermediul debitmetrelor cu ajutorul unui calculator. Gazele înainte de intrarea în reactor se pre-încălzesc până la circa 300oC.

7. Model matematic de simulare a proceselor de captare CO2 pre-combustie, post-

combustie şi oxi-combustie. Validarea modelelor matematice pe baza rezultatelor

experimentale

Obiectivul acestui capitol constă în modelarea procesului de absorbţie chimică a CO2 utilizând diferite tipuri de inele: Raschig, Pall, etc., în vederea dimensionării unităţii de absorbţie.

Pentru dimensionarea unităţii de absorbtie este necesar să se calculeze solubilitatea dioxidului de carbon în absorbantul utilizat (amină, amină + piperazină, etc.) la o anumită temperatură a procesului de absorbţie chimică corespunzător unui anumit echilibru. Determinarea dependenţei dintre conţinutul molar al dioxidului de carbon în fază gazoasă şi lichidă permite stabilirea liniei de operare (L/G) a unităţii de absorbţie precum şi valoarea minimă a raportului (L/G)min.

Cunoscându-se valoarea debitului masic (sau volumic) de gaze de ardere şi utilizând ecuaţiile ce definesc procesul de ardere a lignitului s-a determinat debitul de solvent necesar. Pentru determinarea parametrului de curgere (퐹 ) se va utiliza ecuaţia (7.1.).

퐹 = ∙.

(7.1.)

Bilanţul masic CO2 al unităţii de absorbţie Bilanţul masic s-a realizat pe unitatea de absorbţie considerându-se că procesul are loc la o presiune şi temperatură constantă. În primul rând s-a utilizat legea gazelor ideale: 푝푉 = 푛푅푇, pentru determinarea debitului molar al gazelor de ardere la intrarea respectiv la ieşirea din unitatea de absorbţie. De asemenea, s-a determinat debitul molar de amină ţinând cont că in procesul de absorbţie s-a utilizat monoetanolamina într-o concentraţie masică în solvent ce a variat între 15..35%. Plecând de la o valoare cunoscută a eficienţei procesului de captare CO2 s-a determinat gradul de încărcare cu CO2 a soluţiei bogate/sărace, în mol CO2/mol MEA. Pentru determinarea debitului molar al gazelor de ardere (nfg) s-a utilizat ecuaţia (7.2.). 푛 = 푝 ∗

∙ (7.2.)

unde: pfg – presiunea gazelor de ardere s-a considerat presiunea atmosferică 1.0054 atm; Vfg – reprezintă volumul gazelor de ardere rezultat în urma proceselor de ardere; Rfg – reprezintă constanta gazelor perfecte, 0.08205 atm/mol·K; Tfg – temperatura absolută a gazelor de ardere, în K. Pentru determinarea debitului molar de CO2 din gazele de ardere înainte de unitatea de absorbţie s-a utilizat ecuaţia (7.3.). 푛 = 퐶 ∙ 푛 (7.3.) Prin diferenţa dintre 푛 şi 푛 s-a determinat debitul molar al fluxului de gaze de ardere ce conţine alte gaze decât CO2, 푛 . Cunoscând eficienţa procesului de absorbţie al CO2 (휀) s-a determinat concentraţia de CO2 din gazele de ardere la ieşirea din unitatea de absorbţie: 퐶 = 퐶 ∙ (1 − 휀) (7.4.) Pentru determinarea numărului de moli de CO2, 푛 , reţinuţi în instalaţia de absorbţie s-a utilizat ecuaţia (5). 푛 = 푛 − 푛 − 푛 (7.5.) unde: 푛 = 푛 − 푛


15

Numărul de moli din gazele de ardere la ieşirea din unitatea de absorbţie s-a determinat cu ajutorul ecuaţiei (7.6.). 푛 = (7.6.)

Ţinând cont că solventul utilizat a fost monoethanolamina (MEA), s-a determinat gradul de încărcare al acesteia ca diferenţă între gradul de încărcare la ieşire (푥 ) şi la intrare 푥 în unitatea de absorbţie conform ecuaţiei (7.7.). 푥 = 푥 − 푥 (7.7.) În modelul realizat s-a considerat ca la intrarea în unitatea de absorbţie solventul este întotdeauna pur, 푥 = 0 . Concentraţia de CO2 din solvent la ieşirea din unitatea de absorbţie se determină din ecuaţia de bilanţ cunoscând valorile pentru concentraţia de CO2 din gazele de ardere la intrarea respectiv la ieşirea din absorber, 훾 , 푦 .

훾 = (7.8.)

훾 = (7.9.)

Ecuaţia de bilanţ masic pe unitatea de absorbţie poate fi scrisă: 퐿 ∙ 푥 − 푥 = 퐺 ∙ 훾 − 훾 (7.10.) Pentru unităţile de absorbţie/desorbţie ce aparţin proceselor de captare CO2, raportul

se consideră ca fiind 0.7. Raportul aparţine intervalului (1.1. ... 1.5). În acest

articol s-a considerat ca = 1.1 ∙ [7,8].

Pentru determinarea diametrului unităţii de absorbţie (퐷 ) s-a utilizat ecuaţia (7.11.).

퐷 = 퐴 ∙.

(7.11.) unde: 퐴 – reprezintă secţiunea absorberului, în m2. Secţiunea absorberului s-a determinat cu ajutorul ecuaţiei (7.12.), aceasta fiind dependentă de debitul specific de gaze de ardere ce trece prin umplutură 퐺 . 퐴 = (7.12.)

퐺 = ∙ ∙. ∙ ∙

. (7.13.)

unde: 퐹 – factor de umplere ce se determină cu ajutorul nomogramelor în funcţie de pierderea de presiune din umplutură Δ푝 şi de densitatea soluţiei pe bază de amine; 휌 – reprezintă densitatea gazelor de ardere, în kg/m3; g – acceleraţia gravitaţională, în m/s2; μ – vâscozitatea lichidului, în cP; Fr – factor specific al umpluturii, în m2/m3; ψ – raport între denisităţile apei şi monoetanolaminei la presiunea şi temperatura procesului. Înălţimea umpluturii (퐻 ) s-a determinat cu ajutorul ecuaţiilor (7.14. – 7.16.). 퐻 = 퐻 ∙ 푁 (7.14.) 퐻 =

∙ (7.15.)

푁 = ∫ 푖푛푡푒푟푝(푣푠, 푦,푓푎,Θ)푑Θ (7.16.) unde: 퐺 – reprezint debitul molar de soluţie specific ţinând cont de suprafaţa umpluturii, în mol/(m2s);

Alegerea tipului de umplutură

În cadrul acestui studiu s-au analizat diferite tipuri de umpluturi în vederea determinării influenţei acestora asupra eficienţei procesului de captare CO2 dar şi asupra dimensiunilor unităţii


16

de absorbţie. Tipul de umplutură precum şi caracteristicile geometrice ale acestora (dimensiuni, factorul de umplutură şi de goluri, etc.) sunt prezentate în tabelul 9. Studiul parametric a ţinut cont şi de modificarea concentraţiei de monoetanolamina în solvent, fiind analizate următoarele variante: 15%; 20%; 25%; 30%; şi 35 % în concentraţie masică.

Tabelul 9. Caracteristicile diverselor tipuri de umpluturi

Tipul umpluturii Diametrul (mm)

Secţiune (m2/m3)

Fp (ft2/ft3) CL CV Referinţă

Inele ceramice Pall Inele ceramice Pall Inele Pall din plastic Inele Pall din metal Şa ceramicăBerl Şa ceramicăBerl

25 15 25 25 13 25

58 111 63 63 142 76

179 580 55 56

240 110

1.361 1.276 0.905 1.44

1.364 1.246

0.412 0.401 0.446 0.336 0.232 0.387

[7] [7] [7] [7] [7] [7]

Rezultatele modelului matematic

Modelul matematic realizat a permis evaluarea unităţii de absorbţie în cazul unei concentraţii de monoetanolamina în soluţie de 30 % respectiv pentru temperatura procesului de 40 °C respectiv de 60 °C (figura 8). De asemenea, s-a determinat linia operaţională a unităţii de absorbţie pentru diferite concentraţii masice ale MEA în soluţie 15 %, 20 %, 25 %, 30 % si 35 % (figura 9). Linia operaţională s-a determinat considerând temperatura procesului de absorbţie de 40 °C.

Figure 8. Linia de echilibri şi de operare pentru 30 % MEA la o temparatură

a procesului de 40 °C and 60 °C


17

Figura 9. Linia operaţională şi de echilibru pentru diferite concentraţii de MEA în soluţie

Analiza rezultatelor

În cadrul studiului teoretic au fost analizate diferite tipuri de umpluturi prezentate în tabelul 9. Pentru fiecare tip de umplutură s-a determinat diametrul şi înălţimea acesteia, rezultatele fiind prezentate în figura 10.

Figura 10. Diametrul coloanei pentru diferite tipuri de umplutură

În calculul diametrului coloanei s-a considerat că porozitatea materialelor este de 0.93. Cu toate acestea influenţa porozităţii asupra diametrului coloanei este neglijabilă. Parametrii care au influenţat valoarea diametrului coloanei sunt: fracţia de goluri a umpluturii 퐹 şi suprafaţa specifică a umpluturii (푎). Pierderile de presiune în umplutură s-au considerat 0.5 bar pentru toate tipurile de umpluturi analizate. Concentraţia masică de MEA în soluţie a fost de 30 %. Totuşi,

00.020.040.060.08

0.10.120.140.16

Raschigring

ceramic 25

Raschigring

ceramic 15

Pall ringplastic 25

Pall ringmetal 25

Berlsaddle

ceramic 13

Berlsaddle

ceramic 25

Dia

met

rul c

oloa

nei,

[m]


18

modificarea concentraţiei de MEA în solvent nu a condus la o modificare evidentă a diametrului coloanei. Acest lucru s-a evidenţiat în cazul inelelor de tip Raschig cu un diametru de 13 mm (figura 11).

Figure 11. Influenţa concentraţiei de MEA în soluţie asupra diametrului coloanei

Considerând inelele de tip Raschig ceramice s-a observat că modificarea concentraţiei masice de MEA în solvent a condus la modificarea eficienţei de absorbţie chimică a CO2, variaţia fiind liniară (figura 12). Înălţimea umpluturii pentru cazurile prezentate în tabelul 9 s-a determinat considerând o concentraţie de MEA în soluţie de 30 % pentru care eficienţa procesului de absorbţie a CO2 a fost de aproximativ 85 % (figura 14).

Figura 12. Influenţa concentraţiei de MEA în soluţie asupra eficienţei procesului de captare CO2


19

Figura 14. Înălţimea coloanei de absorbţie în funcţie de tipul de umplutură

Pornind de la premisa că cu cât înălţimea umpluturii este mai mare cu atât costurile de investiţie sunt mai ridicate, s-a ales utilizarea inelelor de plastic de tip Pall cu diametrul de 25 mm pentru care s-a obţinut cea mai scăzută valoare a înălţimii, de 3.11 m. În modelul matematic valoarea eficienţei procesului de captare CO2 în unitatea de absorbţie (85 %) dar şi a concentraţiei de MEA în soluţie au fost menţinute constante. În acest caz, s-a constatat că pentru reducerea costurilor de investiţie se recomandă utilizarea inelelor de plastic de tip Pall. Valoarea diametrului coloanei de absorbţie este de aproximativ 90 mm în timp ce valoarea înălţimii coloanei este de aproximativ 3.1 m. La polul opus se situează inelele Raschig ceramice pentru care diametrul coloanei de absorbţie este de 100 mm iar înălţimea este de 4.6 m.

8. Informarea şi diseminarea rezultatelor în publicaţii ISI, conferinţe internaţionale,

worksop-uri În cadrul acestei etape, membrii consorţiului au participat la 3 conferinţe internaţionale:

23rd International Conference on Systems Engineering (ICSEng 2014) – Statele Unite ale Americii – 2 articole;

4th - International Conference on Engineering Optimisation (EngOpt 2014) – Portugalia – 2 articole;

27th European Symposium on Applied Thermodynamics – ESAT 2014: “Experiments meet Theory and Simulation”; 6-9 July 2014, Eindhoven, Olanda.

De asemenea, au fost publicate o serie de articole în fluxul principal internaţional precum: Journal of Cleaner Production; Journal of the Energy Institute. De asemenea, rezultatele au fost publicate în 3 reviste BDI precum: Chemical Engineering Transactions (2 articole) şi 1 articol în buletinul: Romanian Chemical Engineering Society.

9. Concluzii Obiectivul acestei etape a constat în realizarea a două intalaţii pilot de captare CO2 – pre-combustie utilizând membrane polimerice respectiv o instalaţie de ardere în buclă chimică cu posibilităţi de oxi-combustie. în cadrul acestei etape s-a determinat gradul de integrare al tehnologiilor de captare CO2 într-o centrală termoelectrică pe baza unor criterii tehnico-economice. În stadiul actual de dezvoltare al tehnologiilor de captare CO2, tehnologia de captare CO2 prin

0

0.5

1

1.5

2

2.5

3

3.5

4

4.5

5

Raschig ringceramic 25

Raschig ringceramic 15

Pall ringplastic 25

Pall ringmetal 25

Berl saddleceramic 13

Berl saddleceramic 25

inal

timea

colo

anei

, [m

]


20

absorbtie chimica utilizand monoetanolamina prezinta cel mai ridicat grad de integrare ca urmare a cheltuielilor de investitie sensibil mai scazute decat in cazul celorlalte două tehnologii analizate.

De asemenea, s-a dimensionat coloana de absorbţie în vederea minimizării consumului de energie termică necesar regenerării solventului chimic respectiv a creşterii eficienţei de captare CO2.

Referinţe bibliografice

1. A. Pascu, A. Badea, C. Dincă, L. Stoica – Simulation of polymeric membrane in Aspen Plus

for CO2 post-combustion capture. Engineering Optimization Journal, CRC Press, 2014;

2. Fogarasi, S., Cormos, C.-C., 2014. Technico-economic assessment of coal and sawdust co-

firing power generation with CO2 capture. Journal of Cleaner Production;

3. Fujimori, T., Yamada, T., 2013. Realization of oxyfuel combustion for near zero emission

power generation. Proceedings of the Combustion Institute 34, 2111-2130;

4. Kakaras, E., Koumanakos, A., Doukelis, A., Giannakopoulos, D., Vorrias, I., 2007.

Simulation of a greenfield oxyfuel lignite-fired power plant. Energy Conversion and

Management 48, 2879-2887;

5. Metz, B., O. Davidson, H. C. de Coninck, M. Loos, Meyer, L.A., 2005. IPCC, 2005: IPCC

Special Report on Carbon Dioxide Capture and Storage. Prepared by Working Group III of

the Intergovernmental Panel on Climate Change, Cambridge University Press, Cambridge,

United Kingdom and New York, NY, USA, p. 442.

6. C. Dincă, A. Badea, P. Rousseaux, T. Apostol – A multi-criteria approach to evaluate the

natural gas energy systems. Journal of Energy Policy, 35, no 11, 5745-5765, 2007

7. C. Dincă, A. Badea, L. Stoica, A. Pascu – Absorber design for the improvement of the

efficiency of post-combustion CO2 capture. Journal of the energy institute, 2014;

8. C. Dincă, A. Badea, V. Tanasiev, H. Necula – Life cycle assessment of circulating fluidized

bed combustion with CO2 post-combustion capture. Progress in Systems Engineering.

Springer International Publishing, 113-120, 2015;

9. V. Tanasiev, A. Badea, C. Dincă, H. Necula – Intelligent system concept for high energy

performance and adaptable user comfort. Progress in Systems Engineering. Springer

International Publishing, 175-180, 2015;

10. S. Ioniţă, C. Dincă, C. Secuianu, V. Feroiu, D. Geană – High pressure phase equilibrium of

carbon dioxide + 1-undecanol binary mixtures. 27th European Symposium on Applied

Thermodynamics – ESAT 2014: “Experiments meet Theory and Simulation”; 6-9 July 2014,

Eindhoven, Netherlands;

3 la contractul nr.38/2012 Titlu proiect: Optimizarea … · Model matematic de simulare a...

Documents

Transcript of 3 la contractul nr.38/2012 Titlu proiect: Optimizarea … · Model matematic de simulare a...