Abschlußbericht (Auszug) - IPSC GmbH · PDF file5.2.2 Entfernung von Schwefelwasserstoff und Kohlenoxidsulfid ... Hohe Temperaturen für den notwendigen Wasserdampf werden durch Wärme-

Abschlußbericht (Auszug)

Diese Veröffentlichung stellt nur einen Auszug des Gesamtberichtes dar. Für spezielle Fragen wenden Sie sich bitte direkt an die Firma IPSC. Förderprogramm: Produkt- und Verfahrensinnovation Förderinstitution: InvestitionsBank des Landes Brandenburg Fördervorhaben-Nr.: 80113327 Thema: Innovative Verfahrensentwicklung synthetischer

Kraftstoffe aus Biomasse (ART FUEL) Bearbeiter: IPSC GmbH Schwedt Tel: 03332 / 450 200 [email protected]

Danksagung Das Projekt wurde vom Ministerium für Wirtschaft des Landes Brandenburg finanziell gefördert und im Auftrag der ZukunftsAgentur Brandenburg (ZAB) durchgeführt. Im Projektverlauf wurde die vorliegende Arbeit durch die ZukuftsAgentur Brandenburg aktiv begleitet und unterstützt. An dieser Stelle gilt unser Dank den Verantwortlichen der ZAB Brandenburg.

Gefördert vom Land Brandenburg Synthetische Biokraftstoffe Fördervorhaben-Nr. 80113327

0.1 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\Inhaltsverzeichnis 21-09-05.doc

Inhaltsverzeichnis 1. Zusammenfassung 2. Aufgabenbeschreibung 3. Einleitung 4. Stand der Technik zu Technologien zur Herstellung und zur Reinigung von

Synthesegas aus Biomassen als Ausgangsstoff für synthetische Kraftstoffe 4.1 Synthesegasreaktor 4.2 Synthesegasreinigung

5. Technologie der Herstellung und Reinigung von Synthesegas aus Biomasse 5.1. Technologie der Synthesegaserzeugung 5.1.1 Bereitstellung von Betriebsmitteln 5.1.1.1 Dampfversorgung 5.1.1.2 Stickstoffversorgung 5.1.1.3 Sauerstoffversorgung 5.1.2 Biomasseaufbereitung und Zufuhr zum Synthesegasreaktor 5.1.3 Synthesegaserzeugung im Reaktor 5.1.3.1 Charakterisierung der Biomasse zur Synthesegaserzeugung 5.1.3.2 Allotherme Vergasung der Biomasse – Stoff- und Enthalpiebilanzen 5.1.3.3 Berechnung verschiedener Vergasungsszenarien zur Verfahrensauswahl 5.1.3.4 Einkopplung der für die allotherme Vergasung erforderlichen Prozesswärme 5.1.3.5 Dimensionierung des Wirbelschichtvergasers 5.1.4 Entwurf und Beschreibung des Prozesses der Synthesegaserzeugung 5.1.4.1 Allgemeine Prozessbeschreibung 5.1.4.2 Beschreibung der Wirbelschichtvergasung 5.2 Synthesegasreinigung und CO-Shift 5.2.1 Entfernung von Chlorwasserstoff 5.2.2 Entfernung von Schwefelwasserstoff und Kohlenoxidsulfid 5.2.3 CO – Shift Reaktion 5.2.4 Entfernung von Kohlendioxid 5.2.5 Feinreinigung des Synthesegases 6. Ausrüstungen 6.1 Auswahl der Ausrüstungen 6.2 Ausrüstungslisten 6.2.1 Apparateliste Synthesegaserzeugung 6.2.2 Apparateliste Gasreinigung 6.3 Datenblätter für Ausrüstungen 7. Rohrleitungen 7.1 Rohrleitungsbezeichnungen 7.2 Rohrleitungsliste Wirbelschicht 7.3 Rohrleitungsliste Gasreinigung 8. MSR - Ausrüstungen 8.1 Allgemeines 8.2 Technische Grundlagen 8.2.1 SPS / Bedien- und Beobachtungssystem (BuB) 8.2.2 Mess- und Stelltechnik 8.2.3 Signalaustausch MSR-ETA 8.2.4 Analysentechnik


0.2 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\Inhaltsverzeichnis 21-09-05.doc

8.2.5 Verriegelungen 8.2.6 Systemtechnik / MSR-Schaltschränke 8.2.7 Kabelwege / Trassierung 8.3 Messstellenliste 8.4 Messstellenblätter 9. Sicherheitskonzept 10. Aufstellungskonzept 11. Kostenschätzung 12. Zeichnungen

Bezeichnung Zeichnungs - Nummer Blockfließbild – Leistungsanteile ARGE Art Fuel Brandenburg

2504/03-10.01.00.01(1)

Grundfließbild Synthesegaserzeugung 2504/03-10.01.00.02(1) Grundfließbild Synthesegasreinigung 2504/03-10.01.00.03(1) Verfahrensfliessbild Synthesegaserzeugung 2504/03-10.03.01.01(1) Verfahrensfliessbild Regelluftsystem 2504/03-10.03.01.02(1) Verfahrensfliessbild Fackel- und Schutzgassystem 2504/03-10.03.01.03(1) Verfahrensfliessbild Kühlwassersystem 2504/03-10.03.01.04(1) Verfahrensfliessbild Dampfversorgungsanlage 2504/03-10.03.01.05(1) Verfahrensfliessbild Stickstoffversorgung 2504/03-10.03.01.06(1) Verfahrensfliessbild Sauerstoffversorgung 2504/03-10.03.01.07(1) Verfahrensfliessbild Gasreinigung, Teil I 2504/03-10.03.02.01(1) Verfahrensfliessbild Gasreinigung, Teil II 2504/03-10.03.02.02(1) Verfahrensfliessbild Gasreinigung, CO2-Entfernung 2504/03-10.03.02.03(1) R&I Fliessbild, Synthesegaserzeugung 2504/04-10.07.01.01(1) R&I Fliessbild, Gasreinigung, Teil I 2504/03-10.07.02.01(1) R&I Fliessbild, Gasreinigung, Teil II 2504/03-10.07.02.02(1) R&I Fliessbild, Gasreinigung, CO2-Entfernung 2504/03-10.07.02.03(1) Entwurf ZWS - Vergaser 212555-P001.dwg Prinzip Düsenboden 212555-P002 Aufstellungskonzept, Seitenansichten 2504/03-10.09.01.01(3) Aufstellungskonzept, Bühnen 1 - 4 2504/03-10.09.02.01(3) Aufstellungskonzept, Bühne 5 2504/03-10.09.02.02(4)


1.1 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\1_Zusammenfassung 26-09-05.doc

1. Zusammenfassung Der vorliegende Bericht ist der Abschlussbericht des vom Land Brandenburg geförderten Vor-habens „Verfahrensentwicklung zur Herstellung von synthetischem Kraftstoff aus Biomasse“, welches in der Zeit von 11.06.2003 unter dem Kennzeichen 2504/03 in der IPSC GmbH be-arbeitet wurde. Für die Verfahrensentwicklung wurden umfassende Berechnungen zur Auslegung und Dimen-sionierung der einzelnen Prozessstufen durchgeführt. Ausgangsstoff für die Synthesegaserzeugung und –reinigung sind Holzhackschnitzel in einer Qualität, die in der Zusammensetzung typisch für das Land Brandenburg ist. Um für die Fischer-Tropsch-Synthese ein geeignetes Gas zu erhalten und eine effektive Aus-nutzung des Rohstoffes zu gewährleisten, ist eine allotherme Vergasung zwingend erforder-lich. Die Vergasung wurde mit Berücksichtigung der Erfahrungen des Fraunhofer Institutes UMSICHT in Oberhausen bei verschiedenen Betriebszuständen des Synthesegasreaktors rechnerisch untersucht. Auf der Grundlage der Ergebnisse wurde ein entsprechender Reaktor mit einer zirkulierenden Wirbelschicht dimensioniert. Die Wirbelschicht wird durch Sandpartikel gebildet. Ein Problem bei der allothermen Vergasung ist der hohe erforderliche Energieeintrag, da bei der Vergasung gleichzeitig exotherme und endotherme Reaktionen ablaufen. Für den Ener-gieeintrag wurden unterschiedliche Verfahren untersucht, bei denen die Verwendung von Mik-rowellen als die günstigste Variante bewertet wurde. Fahrweisen mit unterschiedlichen Zumischungen von Sauerstoff und Wasserdampf zeigten als Ergebnis unterschiedliche Zusammensetzungen des Synthesegases. Zugleich wurde der Ein-fluss der Zumischungen von Dampf und Sauerstoff auf den unterschiedlichen Energiebedarf des Reaktors verdeutlicht. Das erzeugte Synthesegasgas erfordert die Aufarbeitung und Reinigung. Da die Demonstrationsanlage mit relativ geringen Durchsätzen betrieben wird, ist der Einsatz von großtechnisch verfügbaren und bewährten Technologien stark eingeschränkt. Die meisten dieser Technologien zur Synthesegasreinigung bei der Ammoniakherstellung oder zur Was-serstoffgewinnung haben Anlagenteile zur Rückgewinnung von Schwefel aus Schwefelwas-serstoff bzw. zur problemlosen Abtrennung von anderen Verunreinigungen. Diese großtechni-schen Anlagen sind in der Regel zu kostenaufwendig und kommen deshalb für eine Demonst-rationsanlage nicht infrage. Bei der Auslegung der Stufen für die Gasreinigung wurde beson-derer Wert auf die Auswahl von Modulen gelegt, die auch mit kleineren Durchsätzen effektiv und kostengünstig arbeiten. In dem Entwurf der Demonstrationsanlage ist die Wärmerückgewinnung ein besonderer Schwerpunkt. Da die allotherme Wirbelschicht bei Temperaturen von 900 °C einen hohen Wir-kungsgrad hat, werden der Reaktor und die nachfolgenden Prozessstufen für diese Bedingung ausgelegt. Hohe Temperaturen für den notwendigen Wasserdampf werden durch Wärme-rückgewinnung vom Synthesegas realisiert. Die Reinigung des Synthesegases für die Fischer-Tropsch-Synthese muss wegen der Kataly-satorgifte in mehreren Stufen erfolgen. Für jede Reinigungsstufe sind mehrere Technologien denkbar, deren Einsatzmöglichkeit dis-kutiert wird. Der vorliegende Abschlussbericht beinhaltet ein Basic Konzept zur Herstellung von syntheti-schen Kraftstoffen aus Biomasse unter Berücksichtigung verfügbarer Technologien


1.2 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\1_Zusammenfassung 26-09-05.doc

für die Prozessstufen Synthesegaserzeugung und Gasreinigung. In einem sich diesem Vorha-ben anschließenden Projekt ist die Entwicklung und Anpassung einer Fischer-Tropsch-Synthese vorgesehen, durch die das Verfahren zur Herstellung von synthetischen Treibstoff komplettiert wird.


2.1 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\2_Aufgabenbeschreibung 26-09-05.doc

2. Aufgabenbeschreibung Die Herstellung von synthetischen Kraftstoffen hat in Deutschland eine lange Tradition. Seit über 50 Jahren wird an der Entwicklung solcher Verfahren gearbeitet. Die These „Energie aus Biomasse“ weist auf einen Entwicklungs- und Technologiebereich hin, dem sich ohne Ausnahme alle Bundesländer und der Bund verpflichtet haben. Die Entwick-lung von Verfahren zur Herstellung von Kraftstoffen, die Biomassen als Ausgangsstoff ver-wenden, ist ein wesentlicher Beitrag zur Minderung der CO2 Emission, ebenso aber auch ein Beitrag zur Suche nach technologischen Alternativen zum Verbrennungsmotor einerseits und zu fossilen Energieträgern andererseits. Folgende Kraftstoffkomponenten können aus Biomasse hergestellt werden: Wasserstoff Alkohole Biomassestämmige Öle (RME) Synthetische Kraftstoffe Kraftstoffe die auf der Basis von Biomassen synthetisiert wurden, werden unter der Bezeich-nung synthetische Biokraftstoffe zusammengefasst, der Volkswagenkonzern VW hat dafür einen neuen Namen geprägt und namensrechtlich schützen lassen: SunFuel. Neben einer Vielzahl von Biogasanlagen und Biodieselanlagen existieren derzeit in Deutsch-land Anlagen zur Herstellung von Bioalkohol (z.B. in Schwedt/Oder) und Demonstrationsanla-gen zur Herstellung von synthetischen Treibstoff aus Biomassen (z.B. das Choren-Verfahren Freiberg/Sachsen). Unterstützt wird diese Forschungs- und Entwicklungsarbeit von der Europäischen Union, die in ihrem Aktionsplan für die Markteinführung von Biokraftstoffen vorgeschlagen hat, ab 2005 mindestens zwei Prozent des fossilen Kraftstoffes durch biogene Kraftstoffe zu ersetzen und diesen Anteil bis zum Jahr 2010 schrittweise auf 5,75 Prozent zu steigern. Diese Bemühungen der Verfahrensentwicklungen stoßen bei der Automobilindustrie (z.B. VW und Daimler Chrysler) auf offene Ohren. Die Automobilindustrie ist stark an der Entwicklung von Kraftstoffen biogenen Ursprung interessiert, ausgewählte Projekte werden schon jetzt unterstützt. Versuche bei VW mit herkömmlichen Dieselmotoren, die mit synthetisierten Dieselkraftstoff betrieben wurden, haben gezeigt, dass die Schadstoffemission deutlich verringert werden kann. Die Entwicklung von Technologien zur Herstellung von synthetischen Biokraftstoffen ist mittel-fristig ein realisierbarer Weg. Das Vorhaben der ARGE „Synthetische Biokraftstoffe Brandenburg“ zur Verfahrensentwick-lung synthetischer Kraftstoffe fügt sich voll in die politische Zielstellung

• der Verminderung der CO2 Emission und

• der Erzeugung von Kraftstoffen aus Biomassen

• der Erzeugung von Synthesegas zur Verstromung sowohl in Deutschland als auch in das 6. Forschungsrahmenprogramm des europäischen Parlaments und des Rates vom 27. Juni 2002 ein. Die Ziele sind dahingehend formuliert, dass im Bereich „Nachhaltige Systeme, globale Veränderung und Ökosysteme“ unter besonderer Berücksichtigung der erneuerbaren Energien die wissenschaftlichen und technologischen Ka-


2.2 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\2_Aufgabenbeschreibung 26-09-05.doc

pazitäten auszubauen sind, die es ermöglichen, eine nachhaltige Entwicklung in Europa vo-ranzutreiben. Zur Entwicklung und Erprobung von Verfahren zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen aus nachwachsenden Rohstoffen wurde zwischen den Ländern Brandenburg und Nieder-sachsen und dem VW-Konzern eine Kooperation vereinbart. Die ARGE "Synthetische Biokraftstoffe Brandenburg" bestehend aus den Firmen IPSC Industrie-Planung Schwedt Consult GmbH Passower Chaussee D-16303 Schwedt/Oder AUTEV AG

Friedrich-Franz-Straße 19 D - 14770 Brandenburg

REUTHER Chemie- und Tankanlagenbau Reuther GmbH Fabrikstraße 8 D - 15517 Fürstenwalde

beteiligt sich nunmehr an dieser Entwicklung mit einem eigenen Projekt einer 1MW Demonst-rationsanlage in den Abschnitten

1. Biomasseaufarbeitung (AUTEV AG) 2. Synthesereaktor (IPSC GmbH und Reuther GmbH) 3. Synthesegasreinigung (IPSC GmbH) 4. Fischer-Tropsch-Synthese (in einem nachfolgendem Projekt)

Die ARGE "Synthetische Biokraftstoffe Brandenburg" erhält Unterstützung durch die Zukunfts-agentur Brandenburg. Für spezielle Aufgaben zur Reaktorauslegung wurde das Fraunhofer Institut Umwelt-, Si-cherheits-, Energietechnik Umsicht Oberhausen als Fremdleistung gebunden (1). Ziel dieser Demonstrationsanlage ist es:

1. die Technologie der allotherme Vergasung von Biomasse zu optimieren hinsichtlich verschiedener Biomassen und Reaktorparameter

2. ein verwertbares Synthesegas herzustellen, dass sowohl zur Energiegewinnung

genutzt werden kann, vorrangig jedoch in einer Fischer-Tropsch-Synthese zu ei-nem Biokraftstoff weiterverarbeitet werden soll.

3. Kenntnisse zum Scale up auf Anlagen mit höherer Kapazität zu erlangen 4. eine ökonomische Bewertung des Verfahrens im Vergleich zu anderen Verfahren durchzu-

führen. Die weiterführenden Arbeiten zur Anbindung einer Fischer-Tropsch-Synthese erfolgen im Rahmen des NEMO Projektes „Stoffliche und energetische Verwertung von Biomasse“ Das hier abgeschlossene Vorhaben wird in Form eines erweiterten Basic Design vorgelegt. ----- (1) Bericht „Synthesegaserzeugung aus Biomasse“ 17. September 2004


3.1 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\3_Einleitung 26-09-05.doc

3. Einleitung Die Herstellung von Kraftstoffen aus Synthesegas ist eine bekannte Technologie, die aber infolge der Konkurrenz von fossilen Brennstoffen zur Zeit bis auf wenige Ausnahmen, z.B. Sasol (Südafrika), nicht zum Einsatz kommt. Die Folgen der Industrialisierung sind an den Auswirkungen an die Umwelt und das Klima er-kennbar. Der Ausstoß an Kohlendioxid hat einen wesentlichen Anteil daran. Mit der Nutzung von Biomassen für energetische Prozesse wird der Ausstoß von Kohlendioxid in dem Maße neutralisiert, wie die eingesetzte Biomasse Kohlendioxid zu ihrem Aufbau ver-wendet hatte. Für die Erzeugung von Synthesegas aus Biomasse sind verschiedene Verfahren möglich. Die zirkulierende Wirbelschicht ist wegen der Betriebsparameter und der Qualität des Synthe-segases die Technologie, die in diesem Vorhaben präferiert wird. Synthesegase aus der Biomassevergasung können zu unterschiedlichen Zwecken ge-nutzt werden. Das Gas kann einfach durch Verbrennung zur Wärmebereitstellung genutzt werden. Es kann auch als Brennstoff zum Betrieb von Gasmotoren und Gasturbinen ver-wendet werden. Weiterhin besteht die Möglichkeit es als Einsatzgas für eine Fischer-Tropsch-Synthese zur Herstellung von Kraftstoffen zu verwenden. Diese ganzen Einsatzmöglichkeiten setzen aber die Reinigung des Gases voraus. Dabei nimmt der Grad der Reinheitsanforderungen in der Richtung zu, wie deren Einsatzmög-lichkeiten aufgezählt wurden. Das Synthesegas ist nach Feststoffabtrennung und Teerabscheidung noch mit Schwefel-wasserstoff, Chlorwasserstoff und Stickstoffverbindungen verunreinigt. Diese Verunreini-gungen müssen entfernt werden, um das Synthesegas in einer Fischer-Tropsch-Anlage weiter zu verarbeiten. Zur Verdeutlichtung sind Reinheitsanforderungen in der nachfolgenden Tabelle zusam-mengestellt. Verbrennungsmotor Gasturbine Fischer-Tropsch Brennstoffzelle Partikelgehalt [(mg/m3 (n)]

< 50

< 30

0

-

Partikelgröße [µm]

< 3

< 3

- -

Teergehalt [(mg/m3 (n)]

< 100

- < 1

NH3 – Gehalt [(mg/m3 (n)]

< 55

< 0,2

< 0,1

H2S – Gehalt [(mg/m3 (n)]

< 1.150

< 0,1

< 1

Der Gebrauch von Synthesegasen in Verbrennungsmotoren und Gasturbinen ist weit verbrei-tet. Ebenso sind Gasreinigungen für diese Anwendungen schon oft gebaut und im großtechni-schen Maßstab verfügbar. Für chemische Synthesen wurden Synthesegase aus der Biomassevergasung bis jetzt sehr selten eingesetzt. Der Bau von Gasreinigungsanlagen für Anlagen in Pilotgröße muss weitge-hend aus einzelnen Modulen bestehen, die für die geringen Durchsätze ausgelegt und für Än-derungen des Durchsatzes bzw. der Zusammensetzung geeignet sind. Für den Einsatz in einer Fischer-Tropsch-Synthese ist eine Zusammensetzung des Gases im Verhältnis Wasserstoff : Kohlenmonoxid = 2 : 1 anzustreben.


3.2 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\3_Einleitung 26-09-05.doc

Aus einer Übersicht von bekannten Verfahren ist eine Auswahl von Verfahrensstufen zu tref-fen, die in einer Pilotanlage realisiert werden können und durch die aus dem Synthesegas die Verunreinigungen entfernt werden können. Die Auswahl der Verfahren hat unter der besonderen Berücksichtigung einer sicheren Entsor-gung bzw. Umwandlung der Schadstoffe - Schwefelwasserstoff - Ammoniak - Blausäure - Chlorwasserstoff zu erfolgen. Die Entfernung von Teeren aus dem Synthesegas ist durch eine Verfahrensstufe zu berück-sichtigen, weil deren Anwesenheit zu Störungen der Gesamtanlage führt.


4.1 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\4_Stand der Technik Kurzbeschreibung Verfahren 26-09-05.doc

4. Stand der Technik zu Technologien zur Herstellung und zur Reinigung von Syn-thesegas aus Biomassen als Ausgangsstoff für synthetische Kraftstoffe

4.1 Synthesegasreaktor Synthesegasreaktoren beruhen auf dem Prinzip der Vergasung von Biomasse. Aufgrund der Bewegung des Rohstoffes können die Vergaser in unterschiedliche Gruppen aufgeteilt werden. So unterscheidet man zwischen Festbett- und Fließbettvergasern. Die Festbettvergaser lassen sich anhand der Gasführung noch in Gegen- und Gleichstromver-gaser unterteilen. Fließbettvergaser werden in Abhängigkeit der Gasströmungsgeschwindig-keit in blubbernde, stationäre und zirkulierende Wirbelschichtvergaser unterteilt. Nach dem Reaktionstyp erfolgt die Vergasung von Biomasse durch Thermolyse oder Reak-tolyse. Die Reaktolyse beruht auf der direkten thermochemischen Zersetzung von Biomassen bei Zusatz von Wasserdampf. Die dabei ablaufenden endothermen Zersetzungsreaktionen müs-sen durch exotherme Reaktionen gestützt werden. Das kann durch eine interne Verbrennung von zusätzlichem Sauerstoff bzw. durch zusätzlichen Energieeintrag erreicht werden. Bei der internen Verbrennung wirkt sich die Verschiebung der Wasserstoff- und Kohlenmonoxidan-teile nachteilig auf die weitere Nutzung des Synthesegases aus. Durch die Thermolyse werden Biomassen in ein Gas und Koks getrennt. Der Koks wandert vom Thermolysereaktor in die Feuerung, das Gas steigt im Gegenstrom zu einem Wärme-träger in die Reformierungsstufe hoch. Hier werden die organischen Verbindungen weiter aufgespalten und mit Wasserdampf zu H2 und CO reformiert. Die Reaktionswärmen für Thermolyse und Reformierung entstehen im Wesentlichen bei der Verbrennung des Rest-kokses. Nachfolgend sind Verfahren entsprechend des Standes der Technik aufgeführt. 4.1.1. Thermolyse Pyrolysedrehrohre stellen praxiserprobte Anlagen zur Thermolyse dar und haben die Um-wandlung zu Thermoylseölen, aber auch zu Gasen und Koks direkt aus organischer Masse zur Zielsetzung. Auch wenn eine Anlage zur Müllpyrolyse derzeit in Betrieb ist (MPA Burgau) muss festgestellt werden, dass sich alle Ansätze ohne Ausnahme nicht nachhaltig auf dem Markt haben durchsetzen können. Ursache hierfür ist, dass für zentrale Probleme - wie z.B. Anbackungen oder eine nicht verwertbare Zusammensetzung des Pyrolyseöls - keine zufrie-denstellenden Lösungen gefunden wurden. Weder eine mittelbare Nutzung (Vergasung und Synthese) noch eine unmittelbare (z.B. Pyrolyseöl als Kraftstoff) sind bisher technisch und wirtschaftlich erfolgreich gewesen. Lediglich bei wenigen, sehr speziellen Produktionspro-zessen hat sich die Pyrolyse bewährt; so z.B. bei der Herstellung von Elektrodenkoks in der Aluminiumindustrie. Im Sinne der hier vorliegenden Aufgabenstellung reduzieren sich die Vorteile dieser Verfahren daher letztlich darauf, dass ihre Produkte - insbesondere das Pyro-lyseöl - eine deutlich höhere Energiedichte und eine effizientere Transportierbarkeit aufweist als Biomasse. Als Ausgangsstoffe für die Synthese von Kraftstoffen sind sie besonders dann geeignet, wenn sie im Weiteren einer Reaktolyse zu Gasen, einer Synthese und der Raffinie-rung unterzogen werden. In Anlagen zur Wirbelschichtpyrolyse (Flash-Pyrolyse) sollen die Nachteile der klassi-schen Pyrolyse vermieden werden. Besonders soll hier die Bildung eines Öles mit einer Zu-sammensetzung in einem eng definierten Spektrum an Kohlenwasserstoffverbindungen er-reicht werden. Eine im Dauerbetrieb funktionierende, großtechnische Anlage konnte bisher nicht realisiert werden.



4.1.2. Reaktolyse Für die Vergasung kommen ferner Festbettvergaser in Betracht. Es werden Gleich- und Gegenstromvergaser unterschieden. Gegenstromvergaser haben einen sehr hohen Teeran-teil im Produktgas, wodurch eine Nachbehandlung extrem schwierig wird. Diesen Nachteil weist die Gleichstromvergasung nicht auf, da hier nur geringe Mengen Teer erzeugt werden. Beiden Apparaten ist doch gemein, dass stabile Schüttungen gebildet werden müssen. Dies würde für den Einsatz von Biomasse eine zuverlässige Pelletierung erfordern, was sich für einige Sorten als sehr schwierig erwiesen hat. Selbst die Festbettvergasung mit Holz bzw. Koks hat sich bis heute nicht durchsetzen können. Eine interessante Kombination von Vergasung im Drehrohr (oder Festbett) und anschließen-der Flugstromvergasung in einem zweiten Reaktor wird z.Z. im "CARB V Verfahren" ge-prüft. Eine großtechnische Anlage dieser Art befindet sich bei der SVZ Schwarze Pumpe im Einsatz und eine weitere steht als Versuchsanlage bei CHOREN in Freiberg zur Verfügung. Hier wird zunächst mit Hilfe einer Vorvergasung eine Vorkonditionierung von Biomasse in Schwachgas, Koks und Öl erzielt. Der Koks ist auf eine Korngröße von 2.500 µm aufzumah-len und kann als "Slurry" mit dem Pyrolyseöl in den Vergaserkopf eingepresst werden. Die Vergasung erfolgt im Flugstrom bei hohen Temperaturen (1.200 – 1.300 °Celsius) im oberen Bereich des Reaktors mit Sauerstoff. Eine anschließende Reduzierung der Gase wird in demselben Reaktor bei 650 bis 800 Grad Celsius im unteren Bereich mit Wasserdampf durchgeführt. Das Verfahren vermag ein Synthesegas mit beachtlichen 55% Wasserstoff und hohem Brennwert (>10 MJ/Nm³) bereitzustellen. Das Carbo V Verfahren wurde entwickelt, um dezentral aus Biomasse Strom und Wärme zu erzeugen. Die Verfahren lassen heute noch keine Wirtschaftlichkeit erkennen, insbesondere weil die Investitionen für ein zweistufi-ges Verfahren (zwei Reaktoren) deutlich erhöht sind. Ferner erlaubt die Prozessführung ei-nen verminderten Wirkungsgrad. Ein weiterer Technologieansatz zur Erzeugung von Synthesegas ist die Wirbelschichtver-gasung. Sie eignet sich vor allem für Anlagen mittlerer (1-20 MW) aber auch großer Brenn-stoffwärmeleistung (> 20 MW; siehe Zementwerk Rüdersdorf mit 100 MW), wobei unter-schiedliche technische Ausführungen realisiert werden. Die Wirbelschichtvergasung scheint insgesamt das größte Leistungs- und Realisierungspotenzial zu besitzen. Auch ist eine Auf-bereitung der Einsatzstoffe (Korngröße < 15 mm) mit vertretbarem Aufwand möglich. Bio-masse-KWK-Anlagen auf der Basis der Wirbelschichtvergasung befinden sich an der Schwelle zur Kommerzialisierung. In der Regel erfolgt die Vergasung von Biomasse in einer Wirbelschichtanlage mit Luft als Vergasungsmittel. In diesem Fall hat das Produktgas einen geringen Heizwert (ca. 4-6 MJ/m³) mit einem hohen Stickstoffanteil. Abweichend von dieser bekannten Technik ist die Erzeugung von Synthesegas mit Zusatz von Wasserdampf und Sauerstoff in einer allothermen Vergasung als erfolgreiche Technolo-gie anzusehen. Durch den Zusatz von Sauerstoff wird weiterhin erreicht, dass der Energie-gehalt des Synthesegases hoch ist, weil keine Verdünnung durch Stickstoff erfolgt. Weitere aktuelle Vergasungsverfahren sind bekannt, doch scheinen sie bis heute für die Synthese von Kraftstoffen weniger relevant zu seine. Schwerpunkt nahezu aller Verfahren ist z.Z. die Vergasung mit anschließender energetischer Nutzung. Die Verfahrenskette hin zur Herstellung von Kraftstoffen wird derzeit für Pilotanlagen entwickelt. Die Fest- und Fließbettvergaser stellen den größten Teil der gebauten Vergaser dar.



4.1.3 Wirbelschichtreaktor Bei der Vergasung in einem Wirbelschichtreaktor wird die Biomasse in den Reaktor einge-bracht und vermischt sich mit dem Bettmaterial. Das Vergasungsmedium wird von unten durch den Anströmboden in den Reaktor eingeblasen. Mit zunehmender Anströmgeschwin-digkeit bildet sich eine stationäre Wirbelschicht aus. Bedingt durch die hohen Gasgeschwin-digkeiten werden sowohl der Stoff- als auch der Wärmeübergang gefördert. Dadurch können große Mengen Brennstoff in relativ kurzer Zeit umgesetzt werden. Infolge der Wirbelschicht werden Aschepartikel und Bettmaterial mit dem Gasstrom mitgerissen und aus dem Reaktor ausgetragen. Mittels Zyklon werden die Partikel aus dem Gasstrom abgeschieden und in den Reaktor zurückgeführt. In diesem Fall spricht man von einer zirkulierenden Wirbelschicht. Die zirkulierende Wirbelschicht eignet sich zur allothermen Vergasung. Dabei wird in den Vergasungsreaktor Dampf als Vergasungsmittel gegeben. Um den Wärmebedarf der endo-thermen Vergasungsreaktionen zu decken, wird das aus dem Vergasungsreaktor ausgetra-gene und im Zyklon abgeschiedene Bettmaterial durch Zufuhr von Energie aufgeheizt. Zu-sätzlich wird Sauerstoff eingetragen, um die Energiezufuhr durch damit verbundene exo-therme Reaktionen zu minimieren, obwohl dadurch das Molverhältnis Wasserstoff zu Koh-lenmonoxid verringert wird. Vergasungsverfahren unterhalb von 1200 °C haben als unerwünschte Reaktionen die Bil-dung von Teeren zur Folge. Es gibt keine exakte gültige Definition für Teere. Deshalb soll die Definition genommen wer-den, wie sie von vielen Instituten benutzt wird: - Mischung von chemischen Komponenten, die an metallischen Oberflächen kondensieren, - Die Summe der Kompenonenten mit einem Siedepunkt höher als 150 °C - alle organischen Verunreinigungen mit einem größeren Molekulargewicht als Benzen. Teere entstehen bei der Vergasung von Biomasse, da molekulare Bindungen aufgebrochen werden. Die kleinsten Moleküle sind gasförmig, die größeren bilden primäre Teere. Diese primären Teere, die immer Bruchstücke der Biomasse sind, können zu sekundären Teeren und bei höheren Temperaturen zu tertiären Teeren reagieren. Neben der Temperatur hat das Bettmaterial Einfluss auf die Teerbildung. Der Einsatz von Dolomit vermindert die Teerbildung, es hat aber einen relativ großen Abrieb und muss des-halb öfter ersetzt werden. Olivin als Bettmaterial hat geringeren Abrieb. Die Teerbildung wird durch Olivin von ca. 12.000 mg/Nm3 auf 4.000 mg/Nm3 reduziert. 4.2 Synthesegasreinigung Das aus Biomasse erzeugte Synthesegas hat folgende Bestandteile: - Wasserstoff - Kohlenmonoxid - Kohlendioxid - Wasser - Methan - Stickstoff - Teere - Feststoffe Die nachfolgenden Verunreinigungen sind zu entfernen, da diese teils Katalysatorgifte sind bzw. die Fischer-Tropsch-Synthese negativ beeinflussen:



- Teere - Feststoffe - Schwefelwasserstoff, Kohlenoxisulfid - Blausäure, Ammoniak - Chlorwasserstoff. Das Einsatzgas für die Fischer-Tropsch-Synthese ist optimal bei einem Molverhältnis Was-serstoff zu Kohlenmonoxid von 2 : 1. Um das gewünschte Verhältnis einzustellen, ist eine Umwandlungsstufe in Form eines CO-Shift- Reaktors zu berücksichtigen. Kohlendioxid und Wasser sind ebenso wie die Spurenverunreinigungen aus dem Synthesegas zu entfernen. Im folgenden werden Möglichkeiten zur Synthesegasreinigung aufgeführt und bewertet. 4.2.1 Entfernung von Feststoffen und Teeren Die gebildeten Teere haben für die anschließenden Verarbeitungs- und Reinigungsstufen folgende Nachteile: - Kondensation und Anbackungen an kühlen Flächen - Polymerisation bei Temperaturen von 100 – 200 °C - Reaktionen mit anderen Verunreinigungen an adsorptiven Oberflächen, die zu Verstop-

fungen führen. Die Teere müssen deshalb aus dem Synthesegas entfernt werden. Die Entfernung erfolgt mit chemischen oder physikalischen Methoden. Die chemischen Technologien beruhen auf dem Prinzip des katalytischen Crackens, wobei die Teere zu Kohlenmonoxid und Wasserstoff zersetzt werden. Die physikalischen Methoden entfernen Teere als einen Abfallstrom. Katalytisch aktive Dolomitsorten als Vorreinigung haben sich ebenfalls als geeignet für die Teererntfernung in einer dem Reaktor nachgeschalteten Festbettstufe gezeigt. Eine solche Stufe ist aber nur als Vorreinigung zu werten, da keine genügend hohen Umsetzungsgrade zu erreichen sind. Die notwendige Reinheit des Synthesegases ist durch die Verwendung von Nickel als Katakysator gegeben. Hier soll die katalytische Crackung mit einer Feststoffabscheidung verbunden werden. Die Entfernung von Teeren und Feststoffen erfolgt bei Temperaturen von ca. 900 °C und ist analog der Vergasungstemperatur. Keramische Filter auf der Basis von Siliciumcarbid sind für die Feststoffabscheidung bei die-ser Temperatur geeignet. Die Teerentfernung wird durch eine Reformingstufe des keramischen Filters realisiert. Die im Synthesegas enthaltenen Teere sind bei der Betriebstemperatur gasförmig und werden kata-lytisch an einem Nickelkatalysator gecrackt. Der Katalysator bildet eine aktive Schicht in der Kerze des Keramikfilters. Das Nickel ist auf eine CaO – Al2O3 Trägersubstanz aufgebracht. Vielfältige Untersuchungen haben gezeigt, dass Schwefelkomponenten die Aktivität des Ka-talysators begrenzen. Mit der Zumischung von MgO als Bestandteil des Katalysators wird die Aktivität erhalten und Teerumsetzungen bis 100 % werden erreicht. Teerkomponenten und leichte Kohlenwasserstoffe werden zu Wasserstoff und Kohlenmonoxid umgesetzt. Zugleich findet die Reformierung von Ammoniak zu Stickstoff und Wasserstoff statt, so dass diese Komponente ebenfalls aus dem Synthesegas entfernt wird.



4.2.2 Entfernung von Kohlendioxid Aus dem nachfolgenden Diagramm 4.1 kann nach dem Partialdruck der zu entfernenden Komponente und dem gewünschten Reinheitsgrad ein geeignetes Verfahren ausgewählt werden. Unter Vernachlässigung der Korrekturfaktoren ergeben sich aus den Volumenantei-len direkt die Molanteile und damit die Partialdrücke. Mit einem abgeschätzten Gesamtdruck in der Gasreinigung von 1,3 bar werden die Partial-drücke der Spurengase und des Kohlendioxides berechnet. Abbildung 4.1: Verfahrensübersicht zur Gasreinigung CO2 – Gehalt ppm (ml/m3) Schwefelgehalt im Produktgas, ppm (ml/m3)

Rm[kJ/kmol*K] 8,314 TN [ K ] 273,15 PN [ bar ] 1,01325 PG [ bar ] 1,3

ZnO Rectisol

0,01

0,1 1 10 100

0,1

1

10

30

10 100 1000 10 000

Amisol

ZnO

Molekularsiebe

Rectusol Purisol Selexol

Sulfinol MDEA DEA

Physikalische und chemi-sche Lösungen

Chemische Lösungen Hot pot Benfield DGA

Sulfinol

Parti

aldr

uck

von

H2S

/CO

S u

nd C

O2 i

m G

aszu

lauf

, bar



Rm = universelle Gaskonstante TN = Temperatur im Normalzustand PN = Druck im Normalzustand c = Beladung des Synthesegases mit Spurengas ( Verunreinigung ) MS = molare Masse Spurengas VAS = Volumenanteil des Spurengases PIS = Partialdruck des Spurengases PG = Gesamtdruck Der Volumenanteil der Verunreinigung wird bestimmt nach VAS = ( c * Rm * TN * 0,01 )/( PN * MS ) Der Partialdruck der Verunreinigung wird bestimmt nach PIS = ( VAS /( 1* 10 +6 ) * PG ) Der geforderte Gehalt von Schwefelwasserstoff liegt bei 0,1 ppm und der Partialdruck bei 2,37 E-4 bar. Der erforderliche Gehalt von Kohlendioxid ( CO2 ) für die Fischer-Tropsch-Synthese liegt bei 1 – 2 Vol % (10.000 bis 20.000 ppm). Entfernung von Kohlendioxid Verfahren zur Entfernung von Kohlendioxid sind: - Druckwechseladsorption - Rectisol - Wäsche - Aminwäsche mit MEA oder anderen Aminlösungen - Wäsche mit Kaliumcarbonat (Benfield – Prozess) - Membrantechniken Druckwechseladsorption Die Druckwechseladsorption ist ein neueres Verfahren und basiert auf einem Adsorptions-druck zwischen 20 und 70 bar, dem Prinzip der sorptiven Bindung von CO2 an Kohlenstoff-molekularsieben. Die Desorption des CO2 erfolgt durch Druckabsenkung. Der Prozess ist diskontinuierlich. Damit wird ein hoher apparativer Aufwand und Kohlenstoffmolekularsiebe erforderlich, die den Kostenrahmen einer Versuchsanlage übersteigen würden. Rectisol – Wäsche Die Rectisol – Wäsche ist ein bewährtes Verfahren, das großtechnisch in weiten Durchsatz-bereichen verwendet wird. Mit dem Rectisol – Verfahren werden alle sauren Verunreinigun-gen aus einem Gas entfernt. Dieses effektive Verfahren ist für einen Einsatz im Pilotmaßstab nicht geeignet, da ein sehr großer apparativer Aufwand sowie Druckerhöhung und Kältean-lage notwendig sind. Wäschen Beim maximalen Partialdruck von 0,3 bar und einer Reinheitsforderung von 10.000 ppm wird das Heisspottascheverfahren nach Benfield empfohlen. Außerdem sind Aminwäschen (MEA; DGA ) für diesen Reinheitsgrad einsetzbar. Im unteren Partialdruckbereich sind Molekularsieb – Verfahren zur CO2 - Entfernung anzu-wenden.



Aminwäsche mit MEA oder anderen Aminlösungen Die Aminwäschen beruhen auf der Bindung von Kohlendioxid an Aminsubstanzen. Die Lösungen werden durch Auskochen regeneriert. Das gebundene Kohlendioxid wird durch das Auskochen wieder frei gesetzt. Der Druck der Absorberkolonne liegt bei ca. 1 – 2 bar (a). Der Druck der Desorberkolonne beträgt ca. 1,8 – 2,5 bar (a). Damit wird die Siedetemperatur der Aminlösung erhöht und da-durch der Austreibeffekt für Kohlendioxid verbessert. Wäsche mit Kaliumcarbonat Benfield – Prozess) Bei diesem Verfahren wird Kohlendioxid mit Kaliumcarbonat zu Kaliumhydrogencarbonat umgesetzt. Ab- und Desorption sind bei ziemlich gleichen Temperaturen möglich. Dadurch wird maß-geblich Dampf für die Heißregenerierung eingespart. Mit dieser Stufe wird das Synthesegas auf einen Gehalt von 0,5 % gereinigt. Der Druck der Absorption liegt bei mehr als 20 bar. Der Umsatz erfolgt nach der Gleichung CO2 + K2CO3 + H2O 2 KHCO3 Durch die Betriebsweise bei erhöhtem Druck wird der Benfield-Prozess für die Versuchsan-lage ebenfalls kostenintensiv.

Membranverfahren Membranverfahren erfordern ebenfalls höhere Drücke und sind in den Anschaffungskosten aufgrund der Membranen kostenintensiv. 4.2.3 Entfernung von Schwefelwasserstoff Technologien für die Entfernung von Schwefelwasserstoff sind: - chemische Prozesse zur Umwandlung von Schwefelwasserstoff und zur Gewinnung

von reinem Schwefel - Adsorptive Prozesse - Aminwäsche mit MDEA - Trockenverfahren mit Zugabe von Kalk in die Wirbelschicht - Wäsche mit alkalischen Lösungen Chemische Prozesse zur Umwandlung von Schwefelwasserstoff und zur Gewinnung von reinem Schwefel Diese Verfahren sind einsetzbar bei großen Gasdurchsätzen, bei denen auch die Schwefel-rückgewinnung ökonomisch sinnvoll ist. Aufgrund des relativ geringen Gehaltes von Schwefelwasserstoff sind diese Technolo-gien zur Umwandlung in Schwefel zu kostenaufwendig und werden in der vorgesehenen Pilotanlage nicht zum Einsatz kommen.



Adsorptive Prozesse Der erforderliche maximale Gehalt an Schwefelwasserstoff von < 1 ppm im Synthesegas kann mit Festbettadsorbern erreicht werden. Für unterschiedliche Temperaturbereiche sind Adsorptionsmittel bekannt. Es wird unterschieden in - Hochtemperaturadsorbentien bei ca. 540 – 620 °C auf der Basis von Zink/Eisen,

Kupfer/Aluminium, Zinkoxiden, Eisenoxiden - Mitteltemperaturadsorbentien bei ca. 300 °C auf der Basis von Zinkoxiden, Eisenoxi-

den - Niedertemperaturadsorbentien bei ca. 50 °C als Aktivkohlen. Da alle Temperaturbereiche für die Adsorption genutzt werden können, erfolgt die Aus-wahl nach - Beladungskapazität - Regenerierbarkeit - Raumbedarf - Druckabhängigkeit. ZnO Festbett Trägt man die Koordinate in das Diagramm 4.1 ein, befindet man sich im Feld der Ent-fernung von Schwefelwasserstoff (H2S ) und Kohlenoxisulfid (COS) im Bereich der ZnO – Festbetten. Aminwäschen Aminwäschen zur Entfernung von Schwefelwasserstoff aus Synthesegasen sind Stand der Technik. In Bezug auf Betriebsparameter und Dimensionierung ist diese Technolo-gie geeignet. Der Nachteil liegt darin, dass bei der Regeneration ein schwefelwasser-stoffreiches Abgas entsteht und die geforderten Grenzwerte nach TA Luft nicht erreicht werden können. Damit wäre eine weitere Reinigungsstufe notwendig, um die Anforde-rungen des Gesetzgebers zu erfüllen. Unter diesem Gesichtspunkt kommt eine Aminwäsche zur Entfernung von Schwefelwas-serstoff nicht zur Anwendung. Trockenverfahren mit Zugabe von Kalk Die Zugabe von Kalk zur Trockenabsorption von Schwefelverbindungen und Chlorwasser-stoff ist in der Rauchgasreinigung ein gängiges und erprobtes Verfahren. An dieser Stelle sollen ein paar grundlegende kurze Betrachtungen gemacht werden, die Möglichkeiten für die Reinigung des Synthesegases aufzeigen. Die Rauchgasreinigung mit Dolomit beruht auf der Oxidation von Schwefelverbindungen mit dem Restsauerstoff zu Schwefeldioxid und den nachfolgenden Reaktionen: SO2 bildet mit Alkali – oder Erdalkaliverbindungen Sulfite und Sulfate.



SO2 + CaCO3 + ½ O2 → CaSO4 + CO2 (Bruttoreaktion) Reaktionsmechanismus CaCO3 → CaO + CO2 (Temperatur > 600 °C) CaO + SO2 → CaSO3 CaSO3 + ½ O2 → CaSO4 Die Reaktion zwischen Schwefelwasserstoff und Kalk/Calciumoxid ist eine Gleichge-wichtsreaktion, die vom Partialdruck des Kohlendioxids abhängig ist. Die Reaktion zur Entfernung von Schwefelwasserstoff aus dem Synthesegas läuft bei Temperaturen > 750 °C ab. Zu dieser Problematik wurden Untersuchungen durchgeführt, bei denen ein Temperaturbereich von 850 – 900 °C ermittelt wurde, der für praktische Anwendungen genügend große Reaktionsgeschwindigkeiten aufweist. Durch die Zugabe von Dolomit würden folgende Reaktionen ablaufen: CaCO3 + H2S → CaS + CO2 + H2O (Temperatur > 800 °C) bzw. CaO + H2S → CaS + H2O (Temperatur > 800 °C) Die Druckabhängigkeit ist bei der Trockenreinigung zur Entfernung von Schwefelwas-serstoff nicht ausschlaggebend, wie in der Arbeit von Sotirchos nachgewiesen wurde. Nachteilig für diese Technologie ist, dass im gereinigten Synthesegas mit einem Gehalt von ca. 100 ppm H2S gerechnet werden muss. Für die weitere Verarbeitung des Syn-thesegases in einer Fischer-Tropsch-Synthese ist dieser Gehalt zu groß, so dass dieses Verfahren zur Entfernung des Schwefelwasserstoffes aus dem Synthesegas nicht ge-eignet ist. Alkalische Wäschen Alkalische Wäschen z. B. mit Natronlauge haben einen sehr guten Auswascheffekt auf die sauren Verunreinigungen. Der Nachteil ist, dass das Kohlendioxid ebenfalls mit ausgewa-schen würde, was zu einem nicht vertretbaren Verbrauch an Waschmittel und zur Bildung eines stark salzhaltigen Abwassers führen würde. Die Adsorption von Schwefelwasserstoff am Festbett mit Zinkoxid wird für die Versuchs-anlage als das z. Z. günstigste Verfahren für die Reinigung des Synthesegases gewer-tet, mit dem die geforderte Reinheit erreicht werden kann. 4.2.4 Entfernen von Chlorwasserstoff und Ammoniak - Zugabe von Kalk, Kalkhydrat (trockenes Verfahren) - Zugabe von Natriumbicarbonat (trockenes Verfahren) - Wäschen



Entfernen von Chlorwasserstoff Die oben erfolgten Aussagen zur Trockenreinigung von Rauchgasen sind analog der Schwefelwasserstoffentfernung. Zugabe von Kalkhydrat (trockenes Verfahren) Mit der Zugabe von Kalkhydrat (Ca(OH)2 ) in das heiße Bett des Synthesegasreaktors laufen folgende Reaktionen ab Ca(OH)2 + 2 HCl → CaCl2 + 2 H2O Zugleich ist mit der Bildung von CaCO3 zu rechnen, da ein großer Anteil von CO2 in der Gasphase enthalten ist. Diese Reaktion führt zum vermehrten Verbrauch an Kalkhydrat und zur Bildung von Kalk als Abfallstoff. Der Einsatz von Kalkhydrat ist aus diesem Grund nicht vorteilhaft. Diese Aussage trifft auch für den Einsatz von Kalkhydrat bei niederen Temperaturen zu. Zugabe von Kalk (trockenes Verfahren) Die Entfernung von Chlorwasserstoff bei Hochtemperaturen, also in der Wirbelschicht des Vergasers, verläuft als Gleichgewichtsreaktion, die mit der Kalzinierung von Kalk bei Temperaturen höher als 850 °C verbunden ist. Die Kalzinierungsreaktion ist wie folgt: CaCO3 CaO + CO2 Dieser Prozess erfolgt nur optimal, wenn der Partialdruck des CO2 geringer als der Gleichgewichtspartialdruck ist. Der Einsatz von Kalk zur Entfernung von Chlorwasserstoff läuft nach der folgenden Re-aktion ab: CaCO3 + 2 HCl CaCl2 + H2O + CO2 Diese Reaktion ist ebenfalls eine Gleichgewichtsreaktion, die von den Partialdrücken des Kohlendioxids und vom Wasserdampf abhängig ist. Bei den zu erwartenden Zu-sammensetzungen des Synthesegases und letztendlich der Partialdrücke des Kohlendi-oxids und des Wasserdampfes würde diese Reaktion nur unvollständig bei Temperatu-ren über 800 °C ablaufen. Die Kalzinierung läuft nach obiger bei einem Partialdruck des CO2 von 0,5 bar und bei einer Temperatur von 850 °C ab. Bei ca. 650 °C beträgt der Partialdruck des CO2 ca. 1 % und das Gleichgewicht liegt in der Richtung zur Reformation von Kalk. Die hohe Temperatur hat einen weiteren Nachteil, denn bei ca. 772 °C schmilzt reines Calciumchlorid. Im Gemisch mit Kalk wird ein eutektischer Bereich gebildet, in dem der niedrigste Schmelzpunkt bei 630 °C liegt, wobei der Anteil an Calciumchlorid ca. 30 Mol % beträgt. Das kann zur Bildung von Anhaftungen auf dem Wirbelbettträger (Sand) und zur Verklebung von nachfolgenden Reinigungsstufen führen. Thermodynamische Untersuchungen zur Absorption von Chlorwasserstoff an Kalk, Kalkhydrat und Calciumoxid wurden in mehreren Arbeiten durchgeführt. Hierbei wurde der Einfluss von Kohlendioxid und Wasserdampf auf die Lage des Gleichgewichtes bestätigt. Bei Anwesenheit von mehr als 10 Vol % Wasserdampf erfolg-te keine Reaktion von HCl mit dem Kalk. Bei Temperaturen von über 800 °C und einer Konzentration von 1 Vol % Wasserdampf war die Lage des Gleichgewichtes so, dass 42 % des Anfangsgehaltes von HCl aus dem Synthesegas entfernt wurden.



Der geforderte Reinheitsgrad an HCl könnte in der hier vorzusehenden Stufe nicht er-reicht werden. Die Zugabe von Kalk in der Wirbelschicht wird nicht zur Entfernung von Chlorwasserstoff im notwendigen Rahmen führen und wird deshalb auch nicht vorgesehen. Bei niederen Temperaturen wird der Einsatz von Kalk zur Entfernung von HCl aus dem Synthesegas ebenfalls nicht in Betracht gezogen, da die Kalzinierung sehr gering ist, um eine Absorption von HCl zu erreichen. Entfernung mit Natriumcarbonat/ Natriumbicarbonat Ein weiteres Verfahren zur trockenen Abscheidung von Chlorwasserstoff ist durch den Einsatz von Natriumbicarbonat als reaktive Substanz bei Temperaturen von 200 °C bis 400 °C gegeben. Angewandte Verfahren sind z. B. das Trona Verfahren und das NEUTREC Verfahren der Solvay Soda GmbH. Die Reaktion läuft wie folgt ab: 2 NaHCO3 → Na2CO3 + H2O + CO2 Na2CO3 + HCl → 2 NaCl + H2O + CO2 Kohlendioxid und Wasser beeinflussen die Reaktion nicht. Das Bicarbonat muss unmittelbar vor der Zugabe zum Gasstrom fein zermahlen werden, Korngrößen von 20 – 30 µ sind für die Reaktion am günstigen. Durch die Temperatur im angegebenen Bereich kommt es zur Aufspaltung des Bicarbo-nates. In diesem Zustand der Natriumcarbonatbildung findet die Reaktion mit Chlorwas-serstoff statt und es wird Natriumchlorid gebildet. Der entstandene Staub muss an einem Filter abgetrennt werden. Der Abscheidegrad für Chlorwasserstoff beträgt über 90 %. Wäschen Chlorwasserstoff ist sehr gut wasserlöslich. Damit ist die Möglichkeit gegeben durch eine Wasserwäsche diesen Stoff aus dem Synthesegas zu entfernen. Da im Synthesegas auch Ammoniak enthalten sein kann, besteht ein Wascheffekt für Chlorwasserstoff und Ammoni-ak, so dass beide Stoffe aus dem Synthesegas entfernt werden. 4.2.5 Entfernen von Blausäure - Aufspaltung an Pt/Al2O3 - Katalysatoren - Aufspaltung an NiO/CoO – Katalysatoren - Oxidierung mit Sauerstoff abgebenden Substanzen wie Peroxid, Hyperchlorit - Adsorption an Aktivkohle Aufspaltung von Blausäure mit Katalysatoren Die Aufspaltung von Blausäure mit Katalysatoren erfolgt in der Gasphase. Hohe Tempe-raturen sind für den Prozess erforderlich, da sonst die Katalysatoraktivität zu gering ist.



Pt/ Al2O3 – Katalysatoren Der Einsatz von Pt/ Al2O3 – Katalysatoren erfordert die Anwesenheit von Sauerstoff. Die Reaktion läuft nach folgender Gleichung bei über 500 °C ab. HCN + O2 N2 + CO2 + H2O Die Aufspaltung mit Pt/ Al2O3 – Katalysatoren ist für den geplanten Anwendungsfall nicht anwendbar, da im Synthesegas kein Sauerstoff vorhanden ist. NiO/CoO – Katalysatoren Für die Reinigung von Kokereiabgasen von Ammoniak und Blausäure wurde der Kataly-sator R 2 – 33 der BASF vielfach eingesetzt. Folgende Gleichgewichtskonzentrationen wurden nach der Reinigung erreicht

Temperatur °C

Ammoniak (bei 1 bar) Ammoniak (bei 5 bar) Blausäure

600 400 ppm 2000 ppm Spuren 700 200 ppm 1000 ppm 1 ppb 800 100 ppm 550 ppm 2 ppb 900 60 ppm 330 ppm 2 ppb

Typische Auslegungsbedingung für die „Raumgeschwindigkeit“ ist ca. 740 Nm3/h Gas (mit Wasser) pro m3 Katalysator. Oxidierung von Blausäure mit Sauerstoff abgebenden Substanzen Die Oxidation der Blausäure erfolgt in der flüssigen Phase. Oxidationsmittel sind z. B. Wasserstoffperoxid und Natriumhyperchlorit. Bei der Reaktion wird die Blausäure oxidiert und es werden Cyanate gebildet, die weit weniger giftig als die Blausäure sind. Verfahren sind vielfach angewandt und werden z.B. von der DEGUSSA angeboten. Der Gehalt nach der Reinigung liegt unter 1 ppm.


5.1 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\5_1_Wirbelschichtreaktor 26-09-05.doc

5. Technologie der Herstellung und Reinigung von Synthesegas aus Biomasse Die Anlage zur Herstellung von Synthesegas aus Biomassen besteht prinzipiell aus 2 Teilanlagen Teilanlage 1 Wirbelschicht – Vergasung (Grundfließbild-10.01.00.02) Teilanlage 2 Gasreinigung (Grundfließbild-10.01.00.03) Der Aufbau und die Technologie der Teilanlage 2 werden im Gliederungspunkt 5.2 Gas-reinigung erläutert.

5.1 Technologie der Synthesegaserzeugung 5.1.1 Bereitstellung von Betriebsmitteln Der Aufbau und die Technologie der Teilanlage 1 Wirbelschicht – Vergasung ist in den Fließbildern Grundfließbild -10.01.00.02

Verfahrensfließbild -10.03.01.01 R&I Fließbild -10.07.01.01 dargestellt.

Die Betriebsmittel für den Prozess werden in separaten Package Units erzeugt und be-reitgestellt. Die Package Units sind in Verfahrensfließbildern dargestellt: Verfahrensfließbild Regelluftsystem -10.03.01.02 Verfahrensfließbild Fackel- und Schutzgassystem -10.03.01.03 Verfahrensfließbild Kühlwassersystem -10.03.01.04 Verfahrensfließbild Dampfversorgungsanlage -10.03.01.05 Verfahrensfließbild Stickstoffversorgung -10.03.01.06 Verfahrensfließbild Sauerstoffversorgung -10-03.01.07 Jede Package Unit bildet eine geschlossenen Einheit. Alle für den Prozeß erforderlichen Überwachungssignale der Package Units werden auf das Leitsystem übertragen.

Die zum Anfahren der Anlage vorgesehene Luft wird durch ein Drehkolbengebläse

V-101 erzeugt. Das Drehkolbengebläse wird in schallgedämmter Ausführung und mit Fremdbelüftung im ex-freiem Raum aufgestellt. Die Steuerung des Volumenstroms er-folgt über einen Frequenzumrichter.

Die Aufheizung der Ausgangsstoffe für den Vergasungsprozess

Luft Dampf

erfolgt im Heißgaserzeuger W 101. Die für den Prozess erforderliche Biomasse wird dem Reaktor über Schneckenförderer F 101, F-102 und F 103 sowie den Zellradschleusen S 101/S102 zugeführt.

Die Vergasung der Biomassen wird in einem Wirbelschichtreaktor R 101 durchgeführt.



In einem nachgeschalteten Zyklon Z 101 werden die Reaktionsgase von Feststoffparti-keln getrennt. Die über das Tauchrohr des Zyklons abgeleiteten Reaktionsgase werden über Filter F 101.1/2 mit gleichzeitiger katalytischer Teerentfernung gefahren.

5.1.1.1 Dampfversorgung Zur Versorgung der Versuchsanlage mit Dampf wird eine betriebsfertige, stationäre Anlage geplant, die mit allen notwendigen Sicherheits- und Regeleinrichtungen von der Fachfirma (z. B. Jumag Dampferzeuger GmbH) geliefert wird. Diese wird an das Rohrleitungsnetz der Versuchsanlage angeschlossen. Das Verfahrensfliessbild „Dampfversorgungsanlage“, Zeichnung – Nr.: -10. 03.01.05 (2) zeigt die Verknüpfung der Ausrüstungen. 5.1.1.2 Stickstoffversorgung Zur Versorgung der Versuchsanlage mit Stickstoff wird eine stationäre Anlage geplant, die im wesentlichen aus folgenden Teilen besteht: 1 Stück Kaltvergaser, Fabrikat: Harsco, Typ: CC3000 S 1 Stück Luftverdampfer, Fabrikat: Harsco, Modul II Die Gesamtanlage wird betriebsfertig mit allen notwendigen Sicherheits- und Regeleinrich-tungen von der Fachfirma (z. B Westfalen AG) geliefert (Package Unit), montiert und an das Rohrleitungsnetz der Versuchsanlage angeschlossen. Das Verfahrensfliessbild „Stickstoffversorgung“, Zeichnung – Nr.: -10. 03.01.06 (3) zeigt die Verknüpfung der Ausrüstungen. Technische Daten

Kaltvergaser Luftverdampfer Typ Harsco, Baureihe CC Harsco, Modul II Anzahl 1 Stück 2 Stück Kapazität 2.304 kg 160 Nm3/h Druck 18,5 bar (ü) 18,5 bar (ü) Durchmesser 1.600 mm Höhe 4.400 mm 3.200 mm Breite 850 mm Tiefe 1.800 mm Anschluss DN 50, PN 40

5.1.1.3 Sauerstoffversorgung Zur Versorgung der Versuchsanlage mit Sauerstoff wird eine mobile Anlage geplant die im wesentlichen aus folgenden Teilen besteht: 1 Stück Sauerstoffcontainer, Typ: 2211 2 Stück Luftverdampfer, Typ: MAV 1180



Die Anlage ist auf zwei Fahrzeugen installiert. Die Gesamtanlage wird betriebsfertig mit allen notwendigen Sicherheits- und Regeleinrich-tungen von der Fachfirma (z.B. Westfalen AG) geliefert (Package Unit) und an das Rohrlei-tungsnetz der Versuchsanlage angeschlossen. Das Verfahrensfliessbild „Sauerstoffversorgung“, Zeichnung – Nr.: -10. 03.01.07 (3) zeigt die Verknüpfung der Ausrüstungen. Technische Daten

Container Luftverdampfer Typ 2211 MAV 1180 Anzahl 1 Stück 2 Stück Kapazität 14.360 m3 2 x 590 Nm3/h Druck 18 bar (ü) 40 bar (ü) Platzbedarf 10 m x 3 m 850 mm Tiefe 8 m x 3 m Anschluss DN 50, PN 40



5.1.2 Biomasseaufbereitung und Zufuhr zum Synthesegasreaktor 5.1.3 Synthesegaserzeugung im Reaktor 5.1.3.1 Charakterisierung der Biomasse zur Synthesegaserzeugung Zum Einsatz kommen naturbelassene Holzhackschnitzel und/oder Pellets aus halmgutartiger Biomasse. Es wird von einem Anlagenstandort in Brandenburg und von vor Ort verfügbaren heimischen Biomasse ausgegangen. Die in den Abbildungen 5.1. und 5.2 zusammengestellten Brennstoffdaten sind das Ergebnis einer Auswertung verschiedener vorliegender Analysen und Literaturdaten für die typischer-weise zu erwartende Zusammensetzung des jeweiligen Brennstoffs. Abbildung 5.1: Brennstoffanalyse

Art der Biomasse: Holz (Hackschnitzel) Stroh 45 % Kiefer Roggenstroh 40 % Buche 15 % Fichte inkl. übliche Rindenan-

teile

Immediatanalyse: Wassergehalt (An-nahme)

[%] 20,00 20,00

Aschegehalt [%] 1,28 4,69 Flüchtige [%]wf 79,80 76,40

Elementaranalyse: C [%]wf 46,59 47,05 H [%]wf 5,81 5,65 O [%]wf 45,94 41,66 N [%]wf 0,35 0,51 S [%]wf 0,03 0,07 Cl [%]wf 0,01 0,40

Heizwert Hu [kJ/kgwf]

19.405 17.564



Abbildung 5.2: Ascheanalyse und Ascheschmelzverhalten

Holz (Hackschnitzel) Stroh Na2O [%] 0,78 0,12 K2O [%] 13,98 28,90 MgO [%] 6,59 1,87 CaO [%] 34,90 9,70 BaO [%] 0,07 Al2O3 [%] 5,66 0,23 SiO2 [%] 19,18 23,20 TiO2 [%] 0,33 Cr2O3 [%] 0,00 MnO [%] 5,16 Fe2O3 [%] 4,82 0,22 CoO [%] 0,00 NiO [%] 0,0015 CuO [%] 0,00 0,0043 ZnO [%] 0,00 CdO [%] 0,00 6,25E-08 PbO [%] 0,00 0,00032 Hg [%] 0,00 1E-06 CO2 [%] 0,00 7,10 P4O10 [%] 6,28 4,85 SO3 [%] 2,09 4,19 Cl in der Asche [%] 0,16 7,15 Ascheschmelzverhalten: Sinterbeginn [°C] 1.190 845

Ascheerweichung [°C] 1.430 860



5.1.3.2 Allotherme Vergasung der Biomasse – Stoff- und Enthalpiebilanzen Die Vergasung erfolgt nahezu bei Atmosphärendruck; damit können die technologisch au-ßerordentlich hohen Anforderungen der Druckvergasung umgangen werden. Das im Verga-ser einzustellende Druckniveau richtet sich nach der Summe der Druckwiderstände der dem Vergaser nachgeschalteten Prozesseinheiten. Die Festlegung der Vergasungstemperatur erfolgt unter Berücksichtigung der Anforderung, dass nahezu kein Methan (unter 0,01%) und kein elementarer Kohlenstoff im jeweiligen thermodynamischen Gleichgewicht vorhanden sein soll. Für eine allotherme Vergasung liegt die Vergasungstemperatur dann zwar relativ hoch, doch ist eine dadurch mögliche weitge-hende Vermeidung der Bildung von Methan insoweit erforderlich, als eine spätere katalyti-sche Methanreformierung aufgrund des Schwefelgehaltes der Biomasse nicht möglich er-scheint, oder das Gas nach der Entschwefelung bei niedriger Temperatur wieder auf ca. 800°C aufgewärmt werden müsste. Eine Annäherung an das thermodynamische Gleichge-wicht wird allerdings hinsichtlich der begrenzten Verweilzeiten in Vergaser und Teerreformer nicht vollständig erreicht werden. Die thermochemische Umwandlung des festen Brennstoffes Biomasse/Holz, vollzieht sich in den Schritten Trocknung, Entgasung/Pyrolyse, Oxidation und Vergasung. Dabei treten im Wesentlichen die folgenden teilweise simultan ablaufenden chemischen Reaktionen auf (siehe Abbildung 5.4): 1. Bei der Pyrolyse der Holzpartikel (ca. 75-80 % Flüchtige) werden die flüchtigen Be-

standteile (als CO, CO2, H2O, H2, KW) freigesetzt. 2. Die gebildeten gas- bzw. dampfförmigen Stoffe reagieren in homogenen Gasphasen-

reaktionen weiter. 3. Der bei der Pyrolyse gebildete Koks (Kohlenstoff) reagiert in heterogenen Gas-

Feststoff-Reaktionen mit den gasförmigen Komponenten (Reaktion mit O2, CO, H2O etc.).

Abbildung 5.3: Homogene und heterogene chemische Reaktionen, die bei der Vergasung

von Biomasse zu berücksichtigen sind

Homogene Gasphasenreaktionen

H2 + 0,5 O2 ⇔H2O ∆RH°298 = - 242 kJ/mol H2- Verbrennung/OxidationCO + H2O ⇔CO2 + H2 ∆RH°298 = - 41 kJ/molCO + 0,5 O 2 ⇔CO2 ∆RH°298 = - 283 kJ/mol CO-Verbrennung/OxidationCH4 + 0,5 O2 ⇔CO + 2 H2 ∆RH°298 = - 110 kJ/mol CH4-Verbrennung / partielle OxidationCH4 + CO2 ⇔2 CO + 2 H 2 ∆RH°298 = + 247 kJ/mol Trockene ReformierungCH4 + H2O ⇔CO + 3 H2 ∆RH°298 = + 206 kJ/mol Steam Reforming

C + 2O1ϕ

⇔ 2CO12

CO 2

2

−

ϕ+

ϕ−

∆RH°298 = - 393 kJ/mol(für ϕ = 1)

(Partielle) Oxidation von Kohlenstoff

C + CO2 ⇔2 CO ∆RH°298 = + 173 kJ/mol Boudouard-ReaktionC + H2O ⇔CO + H2 ∆RH°298 = + 131 kJ/mol Heterogene Wassergasreaktion C + 2 H2 ⇔CH4 ∆RH°298 = - 75 kJ/mol Hydrierende Vergasung

Heterogene Gasphasenreaktionen

Shift Reaktion / Homogene Wassergasrkt.



Die Gleichgewichtslage der wichtigsten Reaktionen in Abhängigkeit der Temperatur ist in der Abbildung 5.4 dargestellt. Abbildung 5.4: Temperaturabhängigkeit der wichtigsten Gleichgewichtsreaktionen bei der

Vergasung (p=1 atm)

Um dem für die Fischer-Tropsch -Synthese idealen H2/CO-Verhältnis von 2 möglichst nahe zu kommen, ist als Vergasungsmittel ein möglichst hoher Anteil an Wasserdampf anzustre-ben. Dem Einsatz reinen Dampfes als Vergasungsmittel steht allerdings die o.g. Forderung nach möglichst vollständigem C-Umsatz und CH4-Umsatz und der höhere externe Wärme-bedarf entgegen. Dem überhitzten Dampf wird deshalb in gewissem Umfang Sauerstoff bei-gemischt, der durch Wärmefreisetzung infolge exothermer Reaktionen sowohl den Wärme-bedarf verringert als auch bei 900°C eine Annäherung an das chemische Gleichgewicht be-wirkt. Die getroffene Festlegung bewirkt allerdings ein Verhältnis H2/CO < 1,6. Die sich daraus er-gebende Notwendigkeit eines katalytischen Nachshiftens (CO + H2O ! H2 + CO2) mit an-schließender CO2-Abtrennnung kann aber bei niedriger Temperatur nach der Entschwefe-lung erfolgen. Für den Fall, dass die externe Wärmeeinkopplung in den Vergaser nicht in dem geforderten Maße möglich erscheint, müsste der O2-Anteil im Vergasungsmittel noch weiter erhöht werden, was eine weitere Verringerung des H2/CO-Verhältnis zu Folge hätte. Eine stromabwärts platzierte Konvertierungs-Stufe (CO-Shift) ist deshalb notwendig. Der Dampfbedarf des Vergasers wird mit niedriggespanntem hochüberhitztem 700°C-Dampf gedeckt. Der je nach Szenario dem Vergaser und dem Teerreformer zur Verfügung gestellte Sauerstoff wird aus Sicherheitsgründen mit Umgebungstemperatur (max. 25 °C) bereitge-stellt.

CO + ½O2 CO2(2.6)

CH4 + H2O 2CO + 2H2 (2.8)

CO + H 2 O CO 2 + H 2 (2.5)

CH 4 + H2O CO + 3H2 (2.9)

C + CO 2 2CO (2.11)

C + H 2 O CO + H 2 (2.12)

C + 2H 2 CH 4 (2.13)

0 200 400 (127)

600 (327)

800(527)

1000(727)

1200(927)

1400(1127)

1600

Temperatur [K], [(°C)]

10

8

6

4

2

0

-2

-4

-6

-8

-10

log 10 K

CO + ½O2 CO2(2.6)

CH4 + H2O 2CO + 2H2 (2.8)

CO + H 2 O CO 2 + H 2 (2.5)

CH 4 + H2O CO + 3H2 (2.9)

C + CO 2 2CO (2.11)

C + H 2 O CO + H 2 (2.12)

C + 2H 2 CH 4 (2.13)

0 200 400 (127)

600 (327)

800(527)

1000(727)

1200(927)

1400(1127)

1600

Temperatur [K], [(°C)]

10

8

6

4

2

0

-2

-4

-6

-8

-10

log 10 K



5.1.3.3 Berechnung verschiedener Vergasungsszenarien zur Verfahrensauswahl Es wurden 15 Szenarien ausgewählt, die zum einen die oben beschriebenen Anforderungen an C-Umsatz und Unterdrückung der Methanbildung unter thermodynamischen Gleichge-wichtsbedingungen erfüllen. Zum anderen wurden die Verhältnisse von Dampf+Sauerstoff zu Biomasse so gewählt, dass sie den Bereich abdecken, der durch verschiedene Autoren als vorteilhaft ermittelt wurde [Corella; Gil; Kinoshita]. Die in der nachfolgenden Abbildung 5.5 zusammengefassten Daten sind Berechnungser-gebnisse, die hinsichtlich der Gleichgewichtslage und der Bildungsenthalpien mittels der Software HSC Chemistry ermittelt wurden Die Szenarien Nr. 1; 2; 9; 10 weisen bei jeweils geringem Sauerstoffbedarf zwar günstige Synthesegasverhältnisse H2/CO von 1,45 - 1,56 auf, zeigen dafür aber einen deutlich höhe-ren Bedarf an extern zuzuführender Energie auf. Weiterhin ist hierbei von Nachteil, dass die Abweichung der realisierbaren Gaszusammensetzung vom thermodynamischen Gleichge-wicht unter diesen Bedingungen besonders groß sind, da die rein endotherm verlaufenden Umwandlungen stärker gehemmt sind als die exothermen Reaktionen der Teilverbrennung mit Sauerstoff. So lägen die hier zu erwartenden Methangehalte bei etwa 6% (Nr. 10) bis 12% bei (Nr. 1) [Gil; Ising]. Auch der Teergehalt und die Verkokungsneigung des Katalysa-tors wären hoch im Vergleich zu den anderen Szenarien.



Abbildung 5.6: Ergebnisse der stofflichen und energetischen Umwandlungen für die berechneten Szenarien (Daten für GG-Bedingungen) Ausgewähltes Szenario: Nr. 5

5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

900 1000 850 950 900 900 900 900 900 900 9000 ,65 0,65 0,65 0,65 0,90 0,90 0,90 0 ,70 0 ,75 0,80 0,850 ,25 0,25 0,25 0,25 0,05 0,15 0,25 0 ,25 0 ,25 0,25 0,250 ,90 0,90 0,90 0,90 0,95 1,05 1,15 0 ,95 1 ,00 1,05 1,103 ,33 3,33 3,33 3,33 4,04 4,04 4,04 3 ,47 3 ,61 3,76 3,902 ,06 2,06 2,06 2,06 2,09 2,25 2,41 2 ,13 2 ,20 2,27 2,34

2123 2126 2124 2126 2343 2345 2343 2168 2213 2258 230123 ,01 24,46 22,16 23,83 18,56 23,41 28,22 24 ,19 25,22 26,21 27,28

45 ,93 44,81 46,51 45,41 53,69 50,79 47,44 46 ,22 46,59 46,81 47,1635 ,92 38,53 34,44 37,24 34,78 33,57 31,98 35 ,04 34,26 33,50 32,6917 ,96 16,47 18,85 17,17 11,36 15,47 20,39 18 ,54 18,96 19,51 19,96

0 ,17 0,17 0,17 0,17 0,15 0,16 0,17 0 ,17 0 ,17 0,17 0,170 ,01 0,00 0,02 0,00 0,01 0,01 0,01 0 ,01 0 ,01 0,01 0,010 ,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0,01 0,00 0 ,01 0 ,01 0,00 0,00

0,0005 0,0005 0,0004 0,0005 0 ,0003 0 ,0004 0,0004 0,0004 0,0004 0,0004 0,00040,0002 0,0002 0,0003 0,0002 0 ,0003 0 ,0003 0,0002 0,0002 0,0002 0,0002 0,0002

0,000003 0 ,000002 0 ,000003 0,000002 0,000004 0,000003 0,000002 0,000002 0,000002 0 ,000002 0,0000020,000000 0 ,000000 0 ,000000 0,000000 0,000000 0,000000 0,000000 0,000000 0,000000 0 ,000000 0,000000

5,1E-38 4,95E-38 5,07E-38 5,04E-38 5E-38 4,98E-38

1 ,28 1,16 1,35 1,22 1,54 1,51 1,48 1 ,32 1 ,36 1,40 1,44

81 ,85 83,34 80,95 82,64 88,47 84,35 79,43 81 ,27 80,85 80,31 79,85

751 719 769 735 1024 912 798 760 771 780 789587 619 569 603 663 603 538 576 567 558 547

14,8 9 ,2 17,8 11,6 45,2 30,8 16,7 14,9 15,6 16 ,2 16,2232,5 231 ,6 233 ,0 232,0 185,7 206,7 234,3 233,1 233 ,0 233 ,3 234,0107,0 107 ,0 107 ,0 107,0 118,3 131,7 149,2 115,4 123 ,7 132 ,3 140,7

73,0 73 ,0 73,0 73,0 11,9 39,0 74,2 73,3 73,3 73 ,4 73,63,7 3 ,7 3,7 3,7 3,0 3,0 3,0 3,5 3,3 3 ,2 3,19,7 9 ,6 9,6 9,6 52,2 17,7 10,6 9,8 10,0 10 ,2 10,42,7 2 ,7 2,7 2,7 2,8 2,5 2,3 2,6 2,5 2 ,4 2,4

15,5 15 ,5 15,5 15,5 19,4 17,4 15,4 15,4 15,4 15 ,4 15,43,9 3 ,9 4,0 3,9 0,0 2,0 4,0 4,0 4,0 4 ,0 4,0

494 492 495 493 435 485 549 506 516 527 538653 4110 2491 565 600 611 583 557152 763 515 132 140 142 136 130

42 212 143 37 39 40 38 36

Sz en arien N r. 1 2 3 4

Vergasungstem peratur °C 900 900 900 900H 2O / Bio m asse k g/k gBio m _w af 0 ,90 0,80 0,75 0,70O2 / Bio m asse k g/k gBio m _w af 0 ,00 0,10 0,15 0,20H 2O+ O2 / Bio m asse k g/k gBio m _w af 0 ,90 0,90 0,90 0,90H /C m o l /m o l 4,04 3,76 3,61 3,47O/C m o l /m o l 2,01 2,03 2,04 2,05

Gasm enge (feucht ) aus 1 M g Bio m asse w a f N m ³ 2346 2256 2215 2168H 2O(g ) % 16,15 18,88 20,23 21,60Gasz usam m ensetz ung t ro ck enH 2(g) % 55,04 51,69 49,85 47,86CO(g) % 35,32 35,76 35,89 36,00CO2(g) % 9,47 12,37 14,08 15,95N 2(g) % 0,14 0,15 0,16 0,16CH 4(g) % 0,02 0,01 0,01 0,01H 2S(g ) % 0,01 0,01 0,01 0,01COS(g) % 0,0003 0,0004 0,0004 0,0004N H 3(g ) % 0,0003 0,0003 0,0003 0,0003H CN (g) % 0,000005 0,000004 0,000003 0,000003O2(g) % 0 ,000000 0,000000 0,000000 0,000000C g /N m ³ 4,24E-38 4,55E-38 4,72E-38 4,9E-38

Syn t h eseg asverh ält n is H 2/ CO 1,56 1,45 1,39 1,33

Sum m e CO + H 2 90,36 87,45 85,74 83,86

Vo lum en H 2 N m ³ 1083 946 881 814Vo lum en CO N m ³ 695 654 634 612D am pfnutz ungsgrad % 52 ,3 39,7 32,2 24,0Brennsto f fbedarf für 1 M W k g /h 176 ,4 195 ,3 206,0 218,6M assenst ro m D am pf für 1 M W k g/h 112 ,4 110 ,8 109,4 108,2M assenst ro m Sauersto f f fü r 1 M W k g/h 0 ,0 24,4 38,9 55,3Gasfak to r1 (Pro duk tgas/D am pfV/V) 3 ,0 3,2 3,4 3,5Gasfak to r (Pro duk tgas/O2V/V) -/ - 25,8 16,8 12,2Gasfak to r3 (Pro duk tgas/O2+ D am pfV/V) 3 ,0 2,8 2,8 2,7Gasle istung CO+ H 2 M J/k gBiom 20 ,4 18,4 17,5 16,5Energ ie Input -Output M J/k g -1 ,0 1,0 1,9 2,9Pro duk tgasm enge für 1 M W N m ³ 414 441 456 474Z uz ufüh rende Enthalp ie für 1 M g Bio m asse w af M J 5385 3317Z uz ufüh rende Enthalph ie für 1 M W Gasle istung M J 950 648Z uz ufüh rende Le istung für 1 M W Gasle istung k W 264 180



Ein Vergleich der Szenarien Nr. 5 - 8 zeigt die Temperaturabhängigkeit der Gaszusammen-setzung im Bereich von 850 – 1.000 °C. Bei Temperaturen unter 900 °C zeigt sich auch im Gleichgewicht eine ansteigende Methankonzentration und auch die Teerbildung ist höher als bei 900°C. Im Temperaturbereich 900 – 1.000 °C weist das 900 °C-Szenario die günstigsten Bedingungen auf, da das durch erhöhten Energieaufwand zusätzlich zum Teil auf Kosten des Wasserstoffs gebildete CO, down-stream im Shiftreaktor wieder unter i.d.R. nicht nutz-barer Energieabgabe umgewandelt werden muss. Für weitere Szenarien wurde daher die Temperatur auf 900°C und der spezifische Sauer-stoffbedarf mit 0,25 kgO2/kg Biomasse waf festgelegt. Mit zunehmendem Dampfeinsatz erhöht sich das Synthesegasverhältnis. Der zusätzliche externe Energiebedarf für die Dampfüber-hitzung von 700 °C auf 900 °C ist deutlich höher als die geringfügige Abnahme des endo-thermen Wärmebedarfs. Bedingt durch das größere Produktgasvolumen sinkt die Gasver-weilzeit bei gegebener Reaktorgröße um bis zu 10 %, was eine größere Abweichung vom thermodynamischen Gleichgewicht bedingt. Es wurde für die weitere Betrachtung das Szenario Nr. 5 ausgewählt. Die Szenarien Nr. 4; 12;13 lassen sich mit der vorgesehen Anlagenkonfiguration technisch ebenfalls realisieren, da die Unterschiede in den Zusammensetzungen gemäß thermodynamischem Gleichge-wicht kleiner sind als die Differenzen, die sich aus den kinetisch bedingten Abweichungen vom thermodynamischen Gleichgewicht ergeben. In der nachfolgenden Abbildung 5.7 sind die wichtigsten Daten des ausgewählten Szenarios Nr. 5 zusammen gefasst. Abbildung 5.7: Datensatz der Synthesegaserzeugung für das ausgewählte Vergasungsszenario Nr. 5 (unter der Annahme von kinetisch bedingten Nicht-Idealitäten) GGthermodyn. kinetischVergasungstemperatur °C 900 900Vergasungsdruck bar 1,15 1,15Biomassedurchsatz (Holz-Hackschnitzel) kg/hwaf 233 282Vergasungsmittel: Dampf/Sauerstoff Dampfbedarf (1,3 bar, 700 °C) kg/h 107,1 107,1Sauerstoffbedarf (25 °C) kg/h 73,1 73,1Roh-SynGas-Produktion bei 1,0 MW Kaltgasleistg. kg/h 413 487Volumenstrom Roh-SynGas (entteert) m3/h (i.N.) 494 582Zusammensetzung Roh-SynGas: H2 Vol.-% 35,36 28,91

CO Vol.-% 27,65 24,38H2O(D) Vol.-% 23,10 25,16

CO2 Vol.-% 13,83 14,39N2 Vol.-% 0,13 0,13

CH4 Vol.-% 0,01 2,15H2S Vol.-% 0,005 0,0048

COS Vol.-% 0,0003 0,0004NH3 Vol.-% 0,0002 0,0002

HCN Vol.-% 0,000002 0,000002Roh-SynGas-Verhältnis H2/CO -- 1,28 1,19theor. extern. Wärmebedarf (aloth.Vergasg.) kW 74 98



5.1.3.4 Einkopplung der für die allothermen Vergasung erforderliche Prozesswärme In dem gewählten Vergasungsszenario Nr. 5 (vgl. Abbildung 5.7) beträgt der Wärmebedarf für die allotherme Betriebsweise des Vergasers unter Annahme von Gleichgewichtsbedin-gungen 58 kW. Unter Berücksichtigung reaktionskinetischer Randbedingungen und Nicht-idealitäten erhöht sich der Wert auf 78 kW. Bei Einrechnung des zusätzlichen Wärmebedarfs aufgrund des Wassergehalts der Biomasse (20 %) ergibt sich ein tatsächlicher Wärmebedarf von 98 kW. Dieser Wert gilt unter der Voraussetzung, dass die Prozessdampferzeugung inkl. Speisewasservorwärmung, Verdampfung (bei 1,3 bar) und Überhitzung auf 700 °C mit der im Roh-Syngas enthaltenen fühlbaren Wärme durchgeführt wird (s. Verfahrensfließbild). Um bei der Wärmeeinkopplung gegen verschiedene Umwägbarkeiten (schwankende Bio-massequalität/Wassergehalt, Einbußen bei der Verdampfer- und/oder Überhitzerleistung, Temperaturschwankungen beim Sauerstoff) über ausreichende Reserven zu verfügen, wird die erforderliche Heizleistung für die externe Wärmeeinkopplung auf 150 kW festgesetzt. Zur Einkopplung der Prozesswärme wurden verschiedene Alternativen untersucht. Wesentli-che Kriterien für die Auswahl waren: - Verfügbarkeit der Lösung (im Sinne von „gegenwärtig kommerziell verfügbar“, d. h. mit

üblichen Konditionen „käuflich zu erwerben“); damit einhergehend erfolgt eine Bewer-tung des Entwicklungsstandes und des technischen (Funktions-)Risikos beim Einsatz der Lösung,

- mittelbares technisches Risiko durch negative Auswirkungen auf den Gesamtprozess. - Alleinstellungscharakter der Lösung bzw. Verletzung rechtlich geschützter Lösungen. Es wurde folgende Varianten für die Wärmeeinkopplung in Erwägung gezogen: - Beheizung mittels Strahlrohrbrennern, - Beheizung mit rauchgasdurchströmten Tauchheizflächen, - Beheizung durch sog. Heat Pipes, - Beheizung durch extern ausgebranntes erhitztes Bettmaterial, - Beheizung durch Mikrowellen.

Für die Beheizung mittels Strahlrohrbrennern (a) bietet die LBE Feuerungstechnik GmbH Rekuperatorbrenner für die direkte und indirekte Prozessbeheizung an. Letztere sind mit einem keramischen Hüllrohr, z.B. aus SiSiC oder Aluminiumoxid umgeben und leiten die Verbrennungsabgase nach außen ab. Das Brenngas besteht aus gereinigtem und verdichte-tem Synthesegas, welches entsprechend der iterativen Bedarfsberechnung zusätzlich von dem entsprechend größer zu dimensionierten Vergaser bereitgestellt wird. Die Wärmeübertragung erfolgt bei den üblichen Anwendungsfällen (z. B. Beheizung von Glühöfen) überwiegend durch Strahlung. In der optisch dichten Wirbelschicht (� = 0,7...0,8) kann hingegen Wärme durch Strahlung nur an wenige nahe Partikellagen übertragen wer-den. Der partikelkonvektive Wärmeübergang ist hier der überwiegende Wärmetransportme-chanismus. Der Strahlungsanteil am Wärmeübergang beträgt trotz hoher Temperatur (900 °C) nur rund 10-15 % des Wärmeübergangs. Bestimmend sind neben der Wärmeleitfähigkeit des Rohrwandmaterials der innere gasseitige Wärmeübergang, vor allem aber der äußere Wärmeübergang. Während α i mit bestehenden Rechenvorschriften leicht ermittelt werden kann, liegt αa eine komplexe Wärmeübergangstheorie zugrunde. Der übliche Zahlenwert beträgt bei den hier zugrunde gelegten Bedingungen αa = 500 W/m2K. Die Abbildung 5.8 veranschaulicht den Wärmeübergang von dem brennerbeheizten heißen Rauchgas in die Wirbelschicht.



Abbildung 5.8: Veranschaulichung des partikelkonvektiven Wärmeüberganges in der Wirbel- schicht an einer eintauchenden Heizfläche

T

x

TRG

TW,a

TP=TWS

P

WRG

λα i

αa

∆T

ca. 1600°C

ca. 1200°C

900°C

Folgende Aspekte stellen sich bei dieser Beheizungsvariante nachteilig bzw. problematisch dar: - Die Strahlrohrwandtemperatur muss etwa 1.400°C betragen, um eine akzeptable Wär-

meübertragung an die auf 900°C zu heizende Wirbelschicht zu gewährleisten (vgl. Bild 4.1). Die Wandtemperatur liegt damit leicht oberhalb der für das zugrunde gelegte Holz-sortiment zu erwartenden Ascheerweichungstemperatur und deutlich oberhalb der A-scheschmelztemperatur von halmgutartigen Biomassen wie Stroh (vgl. Tab. 2.2). Es be-steht daher die Gefahr, dass das Wirbelbett an den Strahlrohrkontaktflächen erweicht und zu Anbackungen führt. Dies würde wahrscheinlich eine Abschaltung des Vergasers notwendig machen.

- Die erforderliche sehr hohe Rauchgastemperatur von deutlich über 1400 °C erfordert beim Brenner eine Sonderkonstruktion und die Verwendung von Sonderwerkstoffen (Ni-ckelbasislegierung), zudem liegt die erforderliche Flammentemperatur praktisch schon über der theoretisch maximal erreichbaren adiabaten Verbrennungstemperatur des (wasserfreien) Syngases von rd. 1.415 °C (bei Verbrennung mit Luft).

- Mit einer erreichbaren Wärmestromdichte von rd. 250 kW/m2 beträgt die (durch Konvek-tion und Strahlung) übertragbare Leistung bei Strahlrohrdurchmesser 100 mm 15 kW. Die zur Einkopplung von 150 kW benötigte Übertragungsfläche kann also nur durch eine Vielzahl von Strahlrohren (10 Stck.) bereitgestellt werden. Dies verursacht einen großen Aufwand in der Verrohrung und Instrumentierung der luft- und gaszuführenden sowie der rauchgasabführenden Rohrleitungen.

- Die Strahlrohrvariante erfordert den Einsatz von kaltem, gereinigtem, verdichtetem (al-leine Druckverlust Strahlrohrbrenner > 150 mbar) SynGas. Infolge dessen kann das Gas für die Brenner erst nach Durchlaufen zahlreicher stromabwärts sitzender unit operations abgezweigt werden, wodurch alle diese Prozessstufen auf die entsprechend höhere SynGas-Menge auszulegen sind.

- Der Einbau von quer angeströmten Strahlrohren in die Wirbelschicht führt zwangsläufig zu gewissen Störungen des Strömungsbildes, möglicherweise zu Strähnenbildung falls die Anzahl der Strahlrohe hoch ist.



- Das quer angeströmte Strahlrohr unterliegt in der Wirbelschicht bei 900°C einem erhöh-ten Strahlverschleiß. Darüber hinaus stellen temporär stoßende Betriebszustände und die daraus resultierenden Vibrationen je nach Keramik-Werkstoff ein Bruchrisiko dar. Ein Werkstoffversagen (Bruch) hätte unweigerlich das Abschalten der gesamten Anlage zur Folge.

- Die Regelung des gesamten Beheizungssystems ist infolge der Vielzahl benötigter Ar-maturen vergleichsweise kompliziert und die Regelbarkeit beschränkt.

Eine Beheizung der Wirbelschicht durch eintauchende Konvektivheizflächen (b) wurde grundsätzlich erwogen, da diese Variante für einen ähnlich gelagerten früheren Anwen-dungsfall bereits detailliert untersucht worden war. Auch hier erfolgt die Beheizung durch Rückführung von SynGas, Verdichtung, Verbrennung und Durchströmung eines Wärmetau-scherbündels, das über Partikelkonvektion die Rauchgaswärme an die Wirbelschicht abgibt. Die Variante (b) bringt ähnliche Risiken und Nachteile wie die Variante (a) und wurde aus Gründen mangelnder Praktikabilität verworfen. Bei der TU München befindet sich eine alternative Beheizung allothermer Wirbelschichten in der Entwicklung die mit sog. Heat Pipes (c) arbeitet. Auch hierbei erfolgt die Bereitstellung der Heizenergie durch Verbrennung eines SynGas-Teilstroms. Die Wärmeeinkopplung kann mittels Heat Pipes jedoch mit höheren Wärmeübergangskoeffizienten (infolge Phasenüber-gang des internen Heizmediums) erfolgen. Die ersten Erfahrungen sind vielversprechend, doch befindet sich das System eindeutig noch in einer Phase der technischen Entwicklung und ist keinesfalls kommerziell einsetzbar. Eine weitergehende Berücksichtigung diese Vari-ante erfolgte deshalb nicht. Das Prinzip der Beheizung durch extern ausgebranntes erhitztes Bettmaterial (d) wird in zwei großtechnisch demonstrierten Wirbelschichtvergasern erfolgreich angewandt. Bei dem ursprünglichen Batelle-Konzept aus den USA sind zwei über Kreuz verbundene ZWS-Apparate so miteinander verschaltet, dass der Zyklonunterlauf der ZWSV (Vergaser) als C-haltige Asche/Bettmaterial in eine ZWSF (Feuerung) eingespeist wird. In der luftgeblasenen Feuerung wird der Rest-Kohlenstoff ausgebrannt und die Temperatur des Bettmaterials da-durch angehoben (50 –100 K). Während die Rauchgase abgeleitet werden, wird das er-wärmte Bettmaterial in die ZWSV zurückgespeist und kann dort seine Wärme an die Dampf-vergasung der Biomasse abgeben. Eine großtechnische Demonstrationsanlage befindet sich in Burlington/Vermont/USA und ist dort an ein Kohlekraftwerk angeschlossen. Ein vergleichbares Konzept liegt der in Güssing/Österreich realisierten Anlage zugrunde. Die Dampfvergasung erfolgt hier allerdings in einer blasenbildenden stationären Wirbelschicht. Der Verbrennungsteil ist ebenfalls als ZWSF ausgeführt. Beide Anlagen erzeugen ein nahezu stickstofffreies Rohgas, allerdings weitab des chemi-schen Gleichgewichtes. Infolge dessen sind unvollständiger C-Umsatz sowie eine ausge-prägte Methan- und Teerbildung kennzeichnend. Insbesondere der Methananteil im Gas ist für die weitere Aufarbeitung zu Synthesegas nachteilig (vgl. Kap 3). Es wird als eher nachteilig angesehen, mit diesem Beheizungsprinzip zu planen. Die Wärmeeinkopplung durch Mikrowellenbeheizung (e) stellt eine vergleichsweise unkon-ventionelle Methode dar. Mehrere technische Beratungsgespräche, praktische Vorversuche bei der MÜGGE Electronic GmbH brachten letztlich ein überzeugendes Konzept für die Lö-sung der Beheizungsaufgabe hervor. In Vorversuchen der Fa. Mügge konnte Wirbelbettma-terial (von Fraunhofer UMSICHT zur Verfügung gestellte Originalprobe aus der ZWS-Vergasung, bestehend aus Bettmaterial Olivin + Holzkoks + Asche) durch Mikrowellen bis zur Glühtemperatur angeregt werden. In der Mikrowellenlösung sind folgende Vorteile zu erkennen: Die einkoppelbare Leistung ist in weiten Grenzen realisierbar und das System besitzt eine unproblematische Regelbarkeit zwischen 10% und 100% Leistung.



- Es bestehen vergleichsweise geringe Umwandlungsverluste; der Wirkungsgrad beträgt 70-80%, d.h. dass dieser Prozentsatz an zugeführter elektrischer Leistung in Prozess-wärme umgewandelt werden kann.

- Der unmittelbare Platzbedarf am bzw. im Vergaser ist gering. Als praktikabel erscheint die Zuleitung der Mikrowellen lediglich mittels Hohlwellenleiter (metallischer Rechteck-kanal) von einem elektrischen Betriebsraum, der bis zu 15 m entfernt sein kann bis zum Vergaser. Auf dem Weg zum Vergaser kann der Rechteckkanal des Hohlwellenleiters mit 90°-Umlenkungen den räumlichen Gegebenheiten entsprechend angepasst werden. Am Vergaser wird der Hohlwellenleiter angeflanscht.

- Die Mikrowellenbeheizung mittels elektrischer Hilfsenergie bewirkt keine Rückkopplung auf den Prozess (zusätzlicher Freiheitsgrad).

- Nach den Vorversuchen erscheint es praktikabel, die Mikrowelle auch zur Aufheizung des Vergasers im Anfahrbetrieb einzusetzen. Dadurch entfällt ein ansonsten erforderli-cher Anfahrbrenner samt Peripherie.

- Das Beheizungssystem bietet bei diesem Anwendungsfall ein Alleinstellungsmerkmal für das Verfahren und dürfte daher patentfähig sein.

- Ein Scale up ist möglich; zudem dürfte der Verbrauch elektrischer Energie in einem Raf-finerieverbund (ebenso wie bei anderen „normalen“ elektrischen Verbrauchern) bei die-ser Anwendung problemlos sein (und bei der Kraftstoffsynthese im Gegensatz zur Stro-merzeugung auch nicht zu einem „Sinn-Konflikt“ führen).

In der Auswahl der technischen Lösung für die Wärmeeinkopplung wird dem Mikrowellensys-tem deshalb der Vorzug gegeben. Hinsichtlich der einzukoppelnden Leistung werden 2x75 kW gewählt. Die elektrische Anschlussleistung der Beheizung wird also rund 200 kW betra-gen. In den Vorversuchen bei Fa. Mügge ist festgestellt worden, dass die Absorptionseigenschaf-ten des Bettmaterials (Olivinsand) geeignet sind, um die gewünschte thermische Anregung zu erzielen. Hinsichtlich der Wellenfrequenz besteht die Möglichkeit, ein System mit 915 MHz oder 2,45 GHz zu wählen. Die Erzeugung der Mikrowellen geschieht in einem MW-Generator, der als Kompletteinheit in einen Standard-Schaltschrank eingebaut wird und problemlos bis zu etwa 15 m vom Vergaser entfernt aufgestellt werden kann. Der Schalt-schrank enthält das Hochspannungsnetzteil, Bedieneinrichtungen, Magnetron-Kopf, Wel lenmodulator, Wasserpuffer etc.. Ausgangsseitig befindet sich in der Rückwand des Schalt-schrankes ein Flanschanschluss (Normflansch) für einen Hohlwellenleiter, der die Mikrowel-len zum Verbraucher trägt. Dabei handelt es sich um einen geschossenen metallischen Rechteckkanal (Innenmaße H x B 248x124), der am Vergaser mit einem Gegenflansch an-geschlossen wird. Die beiden Systeme á 75 kW Mikrowellenleistung werden am ZWS-Vergaser im Bereich der Bettmaterialrückführung direkt oberhalb des Siphons mit ca. 600...800 mm Höhenunterschied und auf dem Umfang um 90° versetzt angebracht. Am Ver-gaser wird der Hohlwellenleiter in Gestalt des Rechteckkanals durch die Feuerfestausklei-dung (z.B. Feuerleichtbeton) hindurchgeführt (s. Bild 5.9). Durch ein Abschlussfenster aus einem geeigneten Werkstoff (z.B. Aluminiumoxid oder Quarzglas) werden die Mikrowellen in den Feststoffstrom über dem Siphon eingestrahlt und erhitzen dort das Bettmaterial. Die Feldlinienverteilung im Schüttgut ist beeinflussbar; für den hier vorliegenden Fall schlägt Fa. Mügge zwecks Erzielung einer vollständigen Durchdringung des Schüttgutstroms eine sog. H11-Mode-Verteilung vor.



Abbildung 5.9: Schematische Veranschaulichung der Microwelleneinkopplung

Die Platzierung der MW-Einstrahlung in den dichten Bettmaterialstrom oberhalb des Siphons ist vorteilhaft, da die Auskühlung des Bettmaterials bis zu dieser Stelle am größten ist und da die niedrige Strömungsgeschwindigkeit bzw. geringer Lückengrad eine effiziente thermische Anregung zulässt. Das erhitzte Bettmaterial strömt dann über den Siphon zurück in den Ver-gaser und kann die gespeicherte Wärme dort an die Vergasungsreaktionen abgeben. Auf dieselbe Weise kann beim Anfahrvorgang aus dem kalten Zustand das Bettmaterial und die gesamte Wirbelschicht erwärmt werden. Die druckfeste und gasdichte Ausführung des metallischen Hohlwellenleiters ist problemlos möglich. Der Verzicht auf weitere Anbauteile direkt am Vergaser erleichtert darüber hinaus die konstruktive Gestaltung und Ausführung der Festpunkte und Dehnungsausgleicher. Die nahezu verlustfrei zu überbrückende Länge von etwa 15 m bietet ausreichend Möglichkeiten, den Hohlleiter mit Festpunkten so zu verankern, dass strömungsbedingte Vibrationen vom Vergaser nicht an den MW-Generator weitergegeben werden und der Hohlleiter trotzdem nur elastische Deformationen erfährt. Zusammenfassung der technischen Angaben zur externen Wärmeeinkopplung für die allotherme Vergasung: - Externer Wärmebedarf Vergaser: 100 kW bei 900 °C

- Beheizungsprinzip: Mikrowellenbeheizung, 915 MHz oder 2,45 GHz, - Mikrowellenleistung: 2 x 75 kW

- Regelbereich: 10-100 %

- elektrische Anschlussleistung insgesamt ca. 200 kW

- Ort der Wärmeeinkopplung am Vergaser: in den vom Primärzyklon herabfallenden Bettma-terialstrom unmittelbar oberhalb Siphon, Einkopplung mittels zwei separater Hohlwellenlei-ter (Innenmaße HxB 248x124, Metallausführung, geflanscht).

124

248

Ø180



- Aufstellort der Mikrowellengeneratoren und Netzteile: separater Raum (z.B. elektrischer

- Betriebsraum) bis zu ca. 10-15 m vom Vergaser entfernt. 5.1.3.5 Dimensionierung des Wirbelschichtvergasers Für die Vergasung wird ein Wirbelschichtvergaser nach dem Prinzip der zirkulierenden Wir-belschicht eingesetzt. Dieses Reaktorprinzip bietet am ehesten Gewähr dafür, dem chemi-schen Gleichgewicht bei entsprechender Auslegung zumindest nahe zu kommen. Hierzu ist vor allem eine ausreichende Gasverweilzeit anzustreben. Darüber hinaus bietet das Wirbel-schichtprinzip grundsätzlich den Vorteil einer sehr gleichmäßigen Gasproduktion hinsichtlich Qualität und Menge, sofern die Brennstoffdosierung zuverlässig und mit hinreichender Ge-nauigkeit realisiert wird. Auslegungsprinzipien: Unter grober Vereinfachung gilt, dass der Querschnitt des Vergasers das wichtigste leis-tungsbestimmende Kriterium ist, während die Vergaserhöhe durch die damit zusammenhän-gende Verweilzeit ein wichtiges qualitätsbestimmendes Kriterium darstellt. Im vorliegenden Fall wird auf Grundlage der in Szenario Nr. 5 ermittelten Gasproduktion un-ter GG-Bedingungen bzw. kinetischen Nicht-Idealitäten nach Erfahrungswerten ein realisti-scher Auslegungs-NORM-Fall angesetzt, der zwischen den beiden Extremwerten liegt. Der geringe Aschegehalt der Biomasse, der den Zusatz eines Fremdbettmaterials erfordert, eröffnet die Möglichkeit durch Einstellung der Partikelgrößenverteilung deutlichen Einfluss auf das Fluidierungsverhalten und die Druckverteilung in der Wirbelschicht zu nehmen. Ge-mäß der Auslegungsphilosophie entsteht eine mäßig expandierte ZWS mit hohem internen Umlauf bei dennoch ausgeprägtem externen Umlauf. Als Bettmaterial ist das Naturmineral vorgesehen, welches sich durch hohe Abriebfestigkeit (d.h. über längere Zeit stabile Partikelgrößenverteilung und Druckverteilung), gute katalyti-sche Aktivität, guten Ausbrand (C-Umsatz ) sowie akzeptable Bereitstellungskosten aus-zeichnet. Der untere Bereich der Wirbelschicht zwischen Düsen und Brennstoffeintrag wird konisch eingezogen, um bezogen auf den volumenmäßig geringeren Strom an Vergasungsmittel eine ausreichende Primärfluidisierung zu erzielen bevor die Gasbildung einsetzt. Die Hauptmessungen und die Anordnung bzw. Platzierung der wesentlichen Rohrstutzen sind aus der Vergaser-Entwurfszeichnung 212555-P001.dwg ersichtlich. Der Vergaser be-sitzt einen Innendurchmesser von 520 mm und eine reaktionstechnische Höhe von 11,0 m bzw. apparatebauliche Gesamthöhe von 13,5 m. Die Vergaserkonstruktion basiert auf einem geschweißten Stahlbehälter (Standard-Werkstoff R-St 37.2), mit innen aufgebrachter Säureschutzbeschichtung und innen liegendem (ggf. mehrschichtigem) Feuerfestaufbau aus vergossenem Feuerleichtbeton und Feuerleichtstei-nen o.ä. . Der Vergaser wird mindestens in die Teile Düsenboden, Aufströmteil, Zyklon + Rückführung, Siphon und Siphonboden unterteilt und mittels Flanschen verbunden. Die gesamte Konstruk-tion wird am Vergaserkopf auf Behälterpratzen oder Tragringkonsolen aufgehängt. Der Düsenboden ist mit 3 Düsen in 120°-Teilung bestückt und als offener Boden mit zentra-lem Bettablass (DN 125) ausgeführt, wodurch Fremdkörper ausgeschleust werden können. (vgl. Prinzipzeichnung Düsenboden 212555-P-002) Der Düsendruckverlust wird auf 45 mbar ausgelegt.



5.1.4 Entwurf und Beschreibung des Prozesses der Synthesegaserzeugung

vgl. hierzu Verfahrensfließbild 10.03.01.01 und R&I Fließbild 10.07.01.01 5.1.4.1 Allgemeine Prozessbeschreibung In der Stoffstromtabelle des Verfahrensfließbildes sind die wichtigsten Stoffströme aufge-führt. Der Bettmaterialverbrauch und damit zusammen hängende Aschemengen und Staubfrach-ten sind auf Grundlage von Erfahrungswerten ermittelt worden. Dies kann sich durch Quali-tätsschwankungen der Biomasse, Änderungen der Fahrweise und Alterungserscheinungen ändern. Die Biomasse (rd. 270 kg/hwaf) wird in vorgetrocknetem Zustand (Auslegungswert Wasserge-halt 20%) mit einer Hackschnitzelgröße < 25 mm über einen Stetigförderer einem Dosier-bunker zugeführt und von dort gravimetrisch (d.h. durch differentielle Wägung) über den Ste-tigförderer F 102 und ein Doppel-Zellenradschleusensystem S 101 und S 102 mittels gekühl-ter Injektorschnecke F 103 in den Wirbelschichtvergaser R 101 eingebracht. Über das Schleusensystem wird bedarfsweise über den Förderer F 101 auch Bettmaterial nachdosiert. Der auf kontinuierlichen Verbrauch umgerechnete Bedarf an Bettmaterial beträgt 1,9 kg/h bzw. ca. 10 gBett/kgBiom,roh. Die Auslegung der Bettmaterialdosierung soll einen max. mögli-chen Massenstrom von 50 kg/h gestatten. Als Vergasungsmittel kommt ein Dampf/Sauerstoff-Gemisch zur Anwendung, welches über einen Düsenboden in den Vergaser eingeblasen wird. Der Dampf (rd. 100 kg/h) wird mit 1,3 bar und auf 700 °C überhitzt mit Sauerstoff (rd. 75 kg/h) vorgemischt. Der Sauerstoff wird aus Sicherheitsgründen mit Umgebungstemperatur eingesetzt. Die Dampferzeugung und Überhitzung auf 700°C erfolgt mit der im SynGas enthaltenen fühlbaren Wärme, die ohnehin weggekühlt werden muss. Auf eine Dampfüberhitzung mittels gesondertem Strahlrohrbren-ner o.ä. wird damit verzichtet. Ein zentraler Bettascheablass aus dem Düsenboden dient der Bettpflege und wird im Nor-malfall nicht kontinuierlich sondern nur bedarfsweise angesteuert. Das 900 °C heiße staub-haltige Roh-SynGas verlässt den Vergaser über den Primärzyklon Z 101 und wird danach mittels Heißgasfilter F 101.1/2 weitgehend entstaubt. Die Filter enthalten eine Schicht von Ni- Katalysator, so dass durch diese Schicht die teerartigen Kohlenwasserstoffe (ca. 4.000 mg/Nm3 Gas) zu Kohlenmonoxid und Wasserstoff umgesetzt werden. Ammoniak wird am Ni- Katalysator ebenfalls zu Stickstoff und Wasserstoff reformiert. Das Roh-SynGas gelangt in einen Bajonettwärmetauscher W 201, mit dem 1,3 bar-Wasserdampf auf ca. 700 °C überhitzt wird. Der Hauptanteil der fühlbaren Wärme wird dem Gas in der nachfolgenden Verdampfer-stufe W 202 durch verdampfendes Speisewasser entzogen. Am Filter F 101.1/2 ist (je nach Fahrweise) eine geringe diskontinuierliche Dampfeinspeisung in periodischen Zeitabständen erforderlich, um Koksablagerungen am Katalysator durch Nachvergasung zu entfernen. Für die beiden Kleinverbraucher Siphon und Reformer ist es



aus reaktions- bzw. verfahrenstechnischen Gründen vorteilhaft, den jeweiligen Dampf mit möglichst hoher Temperatur einzuspeisen, um die Wärmeverluste zu minimieren. Grundsätz-lich ist am Reformer eine geringe kontinuierliche Einspeisung von Sauerstoff deshalb erfor-derlich, da die Teerrefomierung stark endotherm ist, und die Temperatur deswegen durch partielle Zwischenoxidation wieder angehoben werden muss. 5.1.4.2 Beschreibung der Wirbelschichtvergasung Verwendete Abkürzungen: DDW=Differentialdosierwaage, Ex=Explosion, FU=Frequenzumrichter, KS=Klärschlamm, MV=Magnetventil, PLS=Prozessleitsystem, ROH=Regler ohne Hilfsenergie, STB=Sicherheitstemperaturbegrenzer, T=Temperatur, ZRS=Zellenradschleuse, ZWS=Zirkulierende Wirbelschicht Im R&I Fliessbild -10.07.01.01sind die wichtigsten Informationen enthalten. Im Normalbetrieb wird von einem Brennstoff-Dosiersilo (Biomasse) wird der R 101 mittels Stetigförderer F 102 beschickt. Die Ein-Aus-Schaltung des Stetigförderer-Antriebs mit der Motor-Standardfunktion erfolgt über Min- bzw. Max-Schwellen über das Füllgewicht des Do-siersilos, welches von Wägezellen ermittelt wird. Die Dosierung des Brennstoffdurchsatzes (Massenstrom) erfolgt durch den Regelkreis, der von der Temperatur des dichten Wirbelbet-tes (TIRC 1009, dreifach redundant) geführt wird (Kaskadenregelung). Die Regelung gene-riert als Stellgröße eine Frequenz für den FU des Antriebs der Dosierschnecke F 102. Den Ist-Wert für den Regler liefert die zeitliche Gewichtsabnahme (interne Verrech-nung im PLS z.B. durch Software-Wägebaustein). Da der unterbrechungsfreie Fluss der Biomasse essentiell für die Funktion des Prozesses ist, müssen alle relevanten Antriebsmo-toren inkl. der Brennstoffdosierschnecke mit einer Drehzahlüberwachung ausgerüstet wer-den. Hinter der Brennstoff-Dosierleitung, die nahezu vertikal zu verlegen ist, wird vor dem ZRS-System die Bettmaterial - Dosierung aufgeschaltet. Die Dosierung bzw. Bedienung des Bettmaterials erfolgt manuell, ist aber auch per vor-Ort-Handsteuerung (im Falle der Verga-ser-Erstbefüllung über die Siphon-Befüllleitung ), als auch per Handsteuerung aus der zent-ralen Warte (im Falle der bedarfsmäßigen Nachführung von Bettmaterial im Normalbetrieb) möglich. Das Bettmaterial wird bedarfsweise so nachdosiert, dass das anlagentypische ZWS-Druckprofil (im Rahmen der Inbetriebnahme festzulegen) erhalten bleibt. Die entspre-chenden Absperrschieber werden von Hand bedient, müssen aber unmittelbar am Vergaser per Endlagenschalter eine Stellungsrückmeldung ausgeben. Auf diese Weise wird sicher gestellt, dass der Vergaser gegen die Umgebung abgesperrt ist und kein Gas austreten kann. Das Zuführsystem besteht aus einer Doppel-ZRS und einem Förderer mit Sperrgasabdich-tung, wobei als Sperrgas das hinreichend inerte CO2-reiche Off-Gas aus der CO2-Abtrennung verwendet werden kann. Die ZRS verfügen über Drehzahlüberwachung mit A-larm (SA 1005 und SA-1005) bei Drehzahlunterschreitung bzw. Stillstand; außerdem über eine automatische Reversiersteuerung, die bei Blockieren der ZRS (z.B. durch Fremdkörper) die ZRS kurz zurückdreht und sofort wieder anlaufen lässt. Die Qualität/Ausführung der ZRS soll minimale Leckagerate bei minimalem Rotorverschleiß gewährleisten. Das mittels Radialgebläse geringfügig verdichtete Schleusen-Sperrgas wird auf den benötig-ten Vordruck druckgeregelt (per ROH) und über eine Regelklappe und Rückschlagarmatur auf das ZRS-System geführt. Der auf den Klappenantrieb wirkende Durchflussregler erhöht die Sperrgasmenge wenn die CO-Konz. oberhalb der ZRS, d.h. im entweichenden Sperrgas, ansteigt. Die Wirksamkeit der Sperrgasabdichtung wird mittels der CO-Messung oberhalb der ZRS kontrolliert. Steigt der CO-Messwert Q 1005 über einen Alarmwert von 100 ppm wird der Sollwert der Sperrgas-menge stufenweise erhöht. Die notwendige Sperrgasmenge ist im wesentlichem abhängig



vom Verschleißzustand der Zellenradschleuse. Der Betrag der Stufe um welche die Sperr-luftmenge bei Überschreitung des CO-Alarmwerts erhöht wird, wird im Rahmen der Inbe-triebnahme festgesetzt. Sinkt nach einer ebenfalls im Rahmen der Inbetriebnahme festzule-genden Zeitspanne der CO-Messwert nicht wieder unter die Alarmschwelle erfolgt eine wei-tere Erhöhung der Sperrgasmenge. Eine Abschaltung der Vergasungsanlage erfolgt erst bei Überschreitung eines CO Grenzwertes von ca. 1.200 ppm. Die Biomasse-Injektorschnecke F 103 am unteren Ende der Dosierlinie läuft schnell mit kon-stanter Drehzahl; Ausführung mit Wellen- und Mantelkühlung. Hinsichtlich Instrumentierung der Schnecken ist zu beachten, dass bei Kühlwasserausfall (selbsttätig) ein sicherer Zustand erreicht werden muss. Bei der Schnecke ist auch unbedingt die Schneckendrehzahl zu ü-berwachen (SA 1003). Bei Ausfall der Schnecke muss eine entsprechende Verriegelung so-fort die darüber liegenden Antriebe (ZRS, Dosierung etc.) abschalten. Erfahrungsgemäß ist eine Überwachung der Stopfbuchs-Wellendichtung auf CO erforderlich. Bei Erreichen der Alarmschwelle muss das Bedienpersonal sofort vor Ort die Dichtung überprüfen und ggf. die Stopfbuchsbrille nachziehen. Wenn dies erfolglos bleibt und die zweite Alarmschwelle er-reicht wird, muss die Abschaltung der Vergasung ausgelöst werden. Die in den Vergaserboden einzuspeisenden Vergasungsmittel sind hinsichtlich Druck und Durchfluss zu regeln, zudem ist die Temperatur zu erfassen. Der vom Dampf abgezweigte Siphondampf teilt sich auf in 2 Teilströme, die hinsichtlich Durchflussmenge getrennt für den vorderen bzw. hinteren Bereich des Siphons von Hand eingestellt werden. Sollwertverände-rungen werden hier normalerweise nicht vorgenommen. Der Windkasten unter dem Düsenboden ist mit Messstellen für Druck und Temperatur der in den Vergaser einströmenden Vergasungsmittelmischung ausgerüstet. Es ist außerdem ein Stickstoffanschluss vorhanden, über den mittels 3-fach redundant ausgeführter Magnetventi-le im Notfall eine Inertisierung der gesamten Vergasung ausgelöst werden kann. Der Düsenboden verfügt über einen zentralen Bettascheablass, der mit einem Absperrschie-ber verschließbar ist. Die im Rohr stehende Feststoffsäule kann auskühlen, die Temperatur wird unterhalb des Düsenbodens erfasst. Mittels einer mantelgekühlten Schrägschnecke F 104 kann die Feststoffsäule abgezogen werden. Da dies bei Holzhackschnitzeln (mit ge-ringem Asche- und Fremdstoffanteil) nur sporadisch zu Bettpflegemaßnahmen notwendig ist, reicht hier eine Handsteuerung. Eine Temperaturüberwachung hinter der Schnecke (TIRC 1014) stellt sicher, dass nicht zuviel bzw. zu heißes Bettmaterial ausgeschleust wird. Am ZWS-Vergaser sind standardmäßig 5 kombinierte p-T-Messebenen vorgesehen. Kombi-niert bedeutet in diesem Zusammenhang, dass in dem DN40-Messstutzen jeweils ein Man-telthermoelement mit Schutzrohr enthalten ist und ein seitlicher Abgang zum Abgriff des Drucksignals am selbem Stutzen vorhanden ist. Sämtliche Druckmessstutzen am ZWS-Vergaser sind mit Differenzdrucktransmittern ausgerüstet, deren zweiter Eingang auf ein und dieselbe Referenzmessstelle geschaltet wird. Die Referenzmessstelle ist hier der Relativ-druck im Windkasten, da dieser Wert zuverlässig verfügbar ist, während die übrigen Mess-stutzen verstopft oder verschlissen sein könnten. Aus diesem Grund sind die Messleitungen mit Kugelhähnen nahe am Messstutzen auszuführen, die zum Zwecke einer manuellen Rückspülung mittels angeschlossener Druckluftleitung geöffnet werden können. Die aus Si-cherheitsgründen erforderliche Not-AUS-Funktion bei Temperaturüberschreitung des Verga-sers ist mit Sicherheitstemperaturbegrenzern ausgerüstet und sitzt in der Messebene Nr. 2. Diese Messungen sind 3-fach redundant ausgeführt. Ein normales Abschalten des Verga-sers wird ausgelöst, wenn Druck oder Temperatur am Vergaseraustritt eine gesetzte Alarm-schwelle überschritten haben und die höhere Abschaltschwelle erreichen. Die hauptsächliche (Temperatur-)Regelung des ZWS-Vergasers erfolgt über den Brennstoff-Massenstrom (Stellgröße ist die FU-Frequenz des Dosierantriebs) nach dem Prinzip: bei Temperaturanstieg TIRC 1007 (d.h. zuviel Exothermie bzw. Verbrennung) den Brennstoff-Massenstrom erhöhen; bei Temperaturabfall (d.h. zuviel Endothermie bzw. Vergasung) hin-gegen den Brennstoff-Massenstrom verringern. Für die Temperaturregelung wird die Verga-sertemperatur Ebene 2 (mehrfach redundant ausgeführt) als 2 von 3-Messung herangezo-gen.


5.20 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\5_2_Technologie 26-09-05.doc

5.2 Synthesegasreinigung und CO-Shift Die Synthesegasreinigung ist - in den Verfahrensfliessbildern -10.03.02.01(1) bis –10.03.02.03(1) - und in den R&I Fliessbildern -10.07.02.01(1) bis -10.07.02.03(1) dargestellt. Das Synthesegas, das aus Holzhackschnitzeln erzeugt wird, hat entsprechend der Reakti-onsrechnungen so geringe Anteile an Blausäure, die in der Fischer-Tropsch Synthese keinen Einfluss zeigen. Aus diesem Grund wird keine Reinigungsstufe für Blausäure benötigt. Die einzelnen Stufen werden im Folgenden beschrieben und es werden Aussagen zur Di-mensionierung gemacht. 5.2.1 Entfernung von Chlorwasserstoff Das aus der katalytischen Teer- und Feststoffreinigungsstufe F 101.1/2 kommende Synthe-segas hat eine Temperatur von ca. 900 °C. Die Reinigung des Synthesegases von Schwefelwasserstoff wird in einem Festbettreaktor A 201 mit Zinkoxid durchgeführt. Da Chlorwasserstoff ein Katalysatorgift für Zinkoxid ist, muss zuerst der Chlorwasserstoff entfernt werden. Die Entfernung von Chlorwasserstoff erfolgt in der Füllkörperwaschkolonne K 201 mit Was-ser. Durch das Wasser wird gleichzeitig eventuell noch vorhandener Ammoniak ausgewa-schen, so dass ein doppelter Reinigungseffekt zu verzeichnen ist. Die HCl – Wäsche K 201 wird bei einer Temperatur von ca. 40 °C betrieben. Hierzu ist das Synthesegas zu kühlen. Aus der Mengenbilanz (-10.03.02.01(1)) ist ersichtlich, dass überhitzter Dampf von ca. 700 °C für die allotherme Vergasung zur Verfügung gestellt wird. Der überhitzte Dampf wird durch Wärmerückgewinnung des Synthesegases gewonnen. Dieser Prozess der Kühlung von 900 °C auf 40 °C erfolgt in den Wärmetauschern W 201, W 202, W 203 und W 204. Der Wärmetauscher W 201 ist ein Dampfüberhitzer und der W 202 wird als Dampferzeuger eingesetzt. Speisewasser ist Deionat. Der Wärmetauscher W 201 ist ein Bajonettwärmetauscher. Der Wärmetauscher W 202 als Verdampfer basiert auf dem Prinzip eines Rohrbündelwärme-tauschers mit Flüssigkeitsvorlage und Flüssigkeitsabscheider (Schmitt’sche Bauart). Der Wärmetauscher W 203 (Zeichnung 12.00.02.03(3) ist ein Bajonettwärmetauscher und dient einerseits der weiteren Abkühlung des Synthesegases für die HCl – Entfernung und zugleich als Aufheizer für das von HCl gereinigte Gas zum H2S – Adsorber. Der Wärmetauscher W 204 ist ein Rohrbündelwärmetauscher und kühlt das Synthesegas auf die Temperatur von 40 °C für die HCl – Wäsche ab. Da der Dampfüberhitzer W 201 im Bereich hoher Temperaturen betrieben wird, wurde bei der Auslegung untersucht, ob der Wärmeaustausch durch einen Strahlungsanteil berücksich-tigt werden muss. Die Überprüfung erfolgte anhand des VDI – Wärmeatlasses Kap. KC und zeigte, dass infolge der relativ geringen Temperaturdifferenzen zwischen Synthesegas und Wand sowie über-hitztem Dampf über die Länge des Wärmetauschers der Strahlungsanteil bei max. 10 % liegt. Das Profil der Wandtemperatur wurde mit dem Programm ChemCad ermittelt.



Die Kolonne K 201 wird mit Wasser im Gegenstrom betrieben. Anhand der pH – Messung Q 2001 wird Frischwasser dem Kreislaufwasser zugesetzt und beladenes Wasser in das Abwassersystem gefahren. Die Auslegung der Kolonne erfolgte mit dem Programm ChemCad. Das Synthesegas verlässt die Kolonne K 201 mit einer Konzentration von < 1 ppm, die keine nachteiligen Wirkungen auf die folgenden Stufen hat. 5.2.2 Entfernung von Schwefelwasserstoff und Kohlenoxisulfid Nachdem das Katalysatorgift Chlorwasserstoff entfernt ist, werden der Schwefelwasserstoff (H2S) und Kohlenoxisulfid (COS) nach Wiederaufheizung (W 203) im Adsorber A 201 ent-fernt. Der Adsorber A 201 ist ein Festbettadsorber mit Zinkoxid-Katalysator. Die Entfernung von Schwefelwasserstoff erfolgt nach der Reaktionsgleichung ZnO + H2S ZnS + H2O. Diese Reaktion ist eine Gleichgewichtsreaktion, deren Lage stark von der Reaktionstempera-tur abhängt. Da der Wasseranteil im Synthesegas relativ hoch ist, muss die Adsorption bei einer Temperatur von 300 °C erfolgen, ansonsten kommt es zur Zersetzung von Zinksulfid. Zum Anderen kann die H2S – Adsorption auch bei niedrigeren Temperaturen durchgeführt werden, wenn kein Kohlendioxid im Gas vorhanden ist. Der hohe Gehalt von Kohlendioxid macht Temperaturen von über 280 °C erforderlich. Bei niederen Temperaturen kommt es zur Bildung von Zinkkarbonat, das dann gasförmig wird und im weiteren Prozess korrosiv wirkt. Zugleich wird ZnO verbraucht, das dann nicht zur Entfernung von Schwefelwasserstoff ge-nutzt werden kann. Die H2S – Entfernung erfolgt nahe bei Atmosphärendruck. Damit sind längere Diffusionszei-ten des H2S zur Reaktion verbunden, die durch eine geringe Raumgeschwindigkeit ausgegli-chen werden müssen. Die gewählte Raumgeschwindigkeit liegt bei ca. 500 Nm3/m3/h. Die Dimensionierung des A 202 ist abhängig von - der Raumgeschwindigkeit, - dem zulässigen Druckverlust und - der vorgesehenen Betriebszeit des Adsorbers. Die maximale Beladung des Festbettes beträgt bei der Betriebstemperatur ca. 30 Gew. % Schwefel. Unter Berücksichtigung der genannten Einflussparameter, der Gehalte an H2S und COS wird eine Katalysatorfüllung von 0,88 m3 für ca. 6700 Betriebsstunden ausreichend sein. 5.2.3 CO – Shift Reaktion Die CO-Shift-Reaktionsstufe ist erforderlich, um für die Fischer-Tropsch Synthese ein opti-males Verhältnis von Wasserstoff : Kohlenmonoxid von ca. 2 : 1 einzustellen. Dieses Ver-hältnis wird bei der Biomassevergasung nicht erreicht. Die Shift – Reaktion läuft nach der Gleichung ab:



CO + H2O CO2 + H2 . Die Reaktion ist exotherm, aber nicht vom Druck abhängig. Das erzeugte Synthesegas hat vor dem Shifting nur ein Verhältnis Wasserstoff : Kohlenmo-noxid von 1,28 bezogen auf das kalte, trockene Gas. Der CO-Shift wird als Low-Temperature Shift Prozess katalytisch durchgeführt. Die Betriebsparameter sind aus der Zeichnung 10.03.02.02 zu entnehmen. Die Dimensionierung des Shift – Reaktors ist abhängig von - der Raumgeschwindigkeit - dem zulässigen Druckverlust. Die Raumgeschwindigkeit wird mit 1000 Nm3/h festgelegt. Die Strömungsgeschwindigkeit soll wegen des Druckverlustes nicht größer als 0,2 m/s sein. Die für diese Betriebsbedingungen erforderlichen Abmessungen des Shift – Reaktors A 202 sind aus der Apparateskizze -12.00.02.05 zu entnehmen. 5.2.4 Entfernung von Kohlendioxid Die Entfernung von Kohlendioxid mittels Aminwäsche erfolgt in den Stufen - Absorption - Desorption. In der nachfolgenden Tabelle sind relative Raten für die Absorption von Kohlendioxid an Amine aufgeführt.

rel. Rate der CO2 Absorption Monoethanolamin (MEA) 100 % Diethylenglykol (DGA) 40 % Diethanolamin (DEA) 20 % Methyldiethanolamin (MDEA) 10 %

Vorzugsweise werden Monoethanolamin (MEA) oder Diethylenglykolamin (DGA) zur CO2 - Entfernung aus dem Synthesegas verwendet. Beide Stoffe sind primäre Amine, die schnell mit Kohlendioxid reagieren und es wird Carbamat nach der folgenden Reaktionsgleichung gebildet: CO2 + RNH2 RNCOOH mit RNH2 = NH2 – CH2 – CH2 – OH. Für die Synthesegasreinigung wird Monoethanolamin eingesetzt. Die Abtrennung von Kohlendioxid in der Desorberkolonne erfordert einen hohen Ener-gieaufwand, der aber wegen der guten Absorption von Kohlendioxid an das Amin in Kauf genommen werden muss. Die Technologie der Aminwäsche ist aus dem Verfahrensfließbild -10.03.02.03 und dem R&I Fliessbild –10.07.02.03 zu entnehmen.



Das Synthesegas gelangt in den unteren Teil der Absorberkolonne K 202. Im Gegen-strom läuft die Aminlösung über den Flüssigverteiler von oben nach unten durch die Ko-lonne. Kohlendioxid reagiert mit dem Amin und wird so aus dem Synthesegas entfernt. Das gereinigte Synthesegas verlässt die Kolonne am Kopf. Die Kolonne ist mit einer Füllkörperschüttung ausgerüstet. Die mit CO2 – angereicherte Aminlösung wird im Kolonnensumpf gesammelt und mit der Pumpe P 203 zur Desorptionskolonne K 203 gepumpt. Die Beladung der reichen Amin-lösung beträgt ca. 0,5 Mol CO2/Mol Amin. Im Gegenstrom wird die reiche Aminlösung durch die regenerierte Lösung aus der Desorberkolonne im Wärmetauscher W 208 auf ca. 102 °C aufgewärmt. Die so vorge-wärmte reiche Lösung gelangt in die Desorberkolonne K 203. Diese ist am Sumpf dampfbeheizt, um die reiche Aminlösung auf Siedepunkt zu erwär-men. Die Desorberkolonne wird bei einem Druck von 2,5 bar (a) betrieben, um die Tem-peratur zum Austreiben von CO2 zu erhöhen. Je höher die Temperatur ist, umso gerin-ger ist der Gehalt von CO2 in der regenerierten Lösung. Zur Desorption von Kohlendi-oxid wird eine Temperatur von ca. 125 °C bei dem angegebenen Druck notwendig. Die regenerierte Lösung wird über den W 208 gefahren und mit dem Kühler W 209 auf eine Temperatur von ca. 38 °C gekühlt und dann in den Absorber K 202 gefördert. Das aus der Aminlösung abgetriebene Kohlendioxid verlässt die Kolonne am Kopf. Zur Vermeidung von Lösungsverlusten wird das Abgas der Desorberkolonne im Kühler W 210 auf ca. 45 °C gekühlt. Das Kondensat läuft über den Behälter B 202 in die Desorberkolonne K 203 zurück. Da Flüssigkeitsverluste mit dem abgehenden Kohlendioxid auftreten, muss Aminlösung ergänzt werden. Die frische Aminlösung wird aus dem Behälter B 201 mit der Pumpe P 202 zur Absorberkolonne K 202 verpumpt. Die Beladung der regenerierten Aminlösung liegt im Bereich von 0,2 Mol CO2/Mol Amin. Es wird eine Lösung mit 15 Gew. % Amin eingesetzt. Die Absorber- und die Desorberkolonne wurden mit dem Programm ChemCAD ausge-legt. Für die Auslegung wird das Aminmodell gewählt. Im Auslegungsmodell sind die spezifischen Stoffwerte und die Reaktionskinetik der CO2 – Absorption und der Desorp-tion berücksichtigt. Die Höhe einer Übertragungseinheit wurde bei der Absorption mit HETP = 0,3 m festge-legt, da hier die Absorption mit einer schnellen Reaktion zur Carbamatbildung verbun-den ist. Die Höhe einer Übertragungseinheit wurde bei der Desorption mit HETP = 0,6 m festge-legt, da die Desorption mit einem hohen Energieaufwand zur Rückreaktion der Carba-matbildung verbunden ist. 5.2.5 Feinreinigung für das Synthesegas Das Synthesegas ist nach der CO2 - Absorption mit Wasserdampf gesättigt. Um Störungen im nachfolgenden Polizeifilter zu vermeiden, muss das Synthesegas getrocknet werden. Die Trocknung erfolgt durch ein geschlossenes Adsorptionssystem mit Silikagel. Hierbei sind 2 Entfeuchter vorhanden, wobei ein Entfeuchter in Betrieb ist, während der andere regeneriert wird. Die Regeneration erfolgt mit einer Teilmenge von Synthesegas, das in einem speziellen Kreislauf gefahren wird. Dabei wird es zum Austreiben von Wasser erwärmt und danach zur Wasserausfällung mit Kühlwasser gekühlt. Mit dieser Fahrweise wird vermieden, dass Inert-gas oder Luft in das System der Synthesegasreinigung gelangen. Die komplette Entfeuchtung wird als eine Package Unit geliefert und eingesetzt.



Die Feinreinigung des getrockneten Synthesegases erfolgt im Adsorber A 203 mit Aktivkoh-le. Der Adsorber ist mit verschiedenen Aktivkohlesorten bestückt, so dass noch vorhandene Katalysatorgifte zurückgehalten werden. Das endgereinigte Synthesegas wird mit dem Kompressor V 202 auf einen Druck von 19 bar verdichtet. Es wird mit dem Wärmetauscher W 206 auf eine Temperatur von 190 °C erwärmt und gelangt in die Fischer - Tropsch Synthese.


6.1 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\6_Auswahl der Ausrüstungen 26-09-05.doc

6. Ausrüstungen 6.1 Auswahl der Ausrüstungen Die Ausrüstungen für die Synthesegasgewinnung wurden entsprechend den vorgesehe-nen Betriebsbedingungen ausgewählt unter besonderer Berücksichtigung der hohen Temperaturen. Die Anlage ist als Versuchsanlage konzipiert. Das Betreiben der Anlage wird durch Fahrperioden mit dazugehörigem Anfahren und Abfahren gekennzeichnet. Das damit verbundene Aufheizen und Abkühlen hat Längenänderungen durch Wärme-dehnung zur Folge, die besonders großen Einfluss auf die Gestaltung der Wärmetau-scher W 201 und W 203 haben. 6.1.1 Wärmetauscher Wärmetauscher W 201 und W 203 Für diese Wärmetauscher sind die Varianten als - U-Rohr Rekuperator mit reihengeschalteten U-Rohren im

versetzten Kreuzstrom - vorgespanntes Reihenrohrbündel klassisches Gegenstrom-Reihenrohrbündel

mit mechanischer Vorspanneinrichtung - Bajonettwärmetauscher Kreuzgegenstrom-Doppelrohrwärmetauscher denkbar. Für die Versuchsanlage wird der Bajonettwärmetauscher gewählt. Dieser Typ ist in der chemischen Verfahrenstechnik als Einbau (Heizkerzen) – Wärmetauscher für hohe Temperaturen weit verbreitet. Beim Einsatz wird die einseitige Einspannung genutzt, um Spannungen durch Wärmedehnungen zu vermeiden (siehe Apparateskizze 2504/03-10.12.02.01). Als Material wird 1.4571 vorgesehen. Wärmetauscher W 202 Der Wärmetauscher W 202 wird als Dampferzeuger betrieben. Er ist ein vertikaler Rohr-bündelwärmetauscher nach Schmitt’scher Bauart. Dieser Typ wird in der chemischer Industrie sehr oft angewandt, wenn Dampf durch Wärmetausch erzeugt wird. Der Vorteil dieser Bauart ist, dass die Wandtemperaturen relativ niedrig gehalten werden. In den Rohren wird das Synthesegas geführt. Im Mantelraum ist Kesselspeisewasser. Der Man-telraum ist immer mit Wasser gefüllt. Der Füllstand des Mantelraumes wird durch eine Wasservorlage gewährleistet. Der entstandene Dampf wird über die Wasservorlage ge-führt, so dass sich dort Wassertropfen abscheiden können. Als Material wird St. 38.1 für den Mantelraum und 15 Mo 3 für die Rohre eingesetzt.


6.2 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\6_Auswahl der Ausrüstungen 26-09-05.doc

Wärmetauscher W 204, W 205, W 206 und W 207 Die Möglichkeit des Einsatzes von Plattenwärmetauschern wurde untersucht. Nach Rücksprache mit Herstellern wurde diese Variante verworfen, da auf Grund der hohen Temperaturen Probleme wegen der Abdichtungen erwartet werden. Aus diesem Grund werden für diese Wärmetauscher Rohrbündelwärmetauscher einge-setzt. Die Werkstoffe für die einzelnen Apparate sind aus den Datenblättern zu entneh-men. Wärmetauscher W 208, W 209 und W 210 Die Betriebstemperaturen und –drücke lassen den Einsatz von Plattenwärmetauschern bzw. Rohrbündelwärmetauschern zu. Die Plattenwärmetauscher sind preisgünstiger und platzsparend, so dass sie den Vorzug vor den Rohrbündelwärmetauscher erhalten. Werkstoff ist 1.4541. 6.1.2.1 Reaktoren A 201 und A 202 Die Betriebstemperaturen für den Reaktor A 201 liegt bei 300 °C, die Temperatur des A 202 wird am Ausgang ca. 350 °C betragen. Die Reaktoren A 201 und A 202 werden aus 1.4571 gefertigt.

6.1.3 Kolonnen Die Kolonnen werden als Füllkörperkolonnen ausgeführt. Damit ist ein guter Stoffaus-tausch bei geringem Druckverlust verbunden. Die Kolonnen sind in einem großen Belas-tungsbereich einsetzbar. Die Desorberkolonne K 203 erhält ein innenliegendes Dampfregister zum Aufheizen der reichen MEA - Lösung.


F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\7 Rohrleitungsbezeichnung 23-09-05.doc

7. Rohrleitungen 7.1 Rohrleitungsbezeichnungen

Medienkurzzeichen Nennweite Nenndruck Laufende Rohrleitungsnummer

KW 25 25 101

Beispiel: KW – 25 – 25 – 101

Medienkurzzeichen Bezeichnung

FW Frischwasser

K Kondensat

D Dampf

S Sauerstoff

N Stickstoff

L Luft

B Biomasse

SG Synthesegas (Reaktionsgas)

KW Kühlwasser

AL Arbeitsluft

MEA MEA – Lauge

CO Kohlendioxid

SW Speisewasser

AG Abgas

AB Abwasser


8.1 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\8_MSR 23-09-05.doc

8. MSR- Ausrüstungen 8.1 Allgemeines Das MSR- Konzept basiert auf allgemein technische Lösungen, die in der chemischen Industrie zum allgemeinen Standard gehören. Alle für die vollständige Automatisierung des Prozesses erforderlichen MSR- Kompo-nenten sind in Form von Messstellenlisten und Messstellenblättern erfasst worden. Zur Einheitlichkeit des Handlings werden vorwiegend NAMUR- Signale für die Verarbei-tung verwendet. Alle technologischen Messstellen sind in der MSR- Stellenliste aufgelistet. Ausführliche-re Angaben zu den Messstellen sind den MSR- Stellenblättern für Druck, Temperatur, Durchfluss, Niveau, Analysen zu entnehmen.

8.2 Technische Grundlagen

Die vorgesehene MSR- Technik ermöglicht die notwendige Kommunikation und Erfas-sung aller Betriebszustände, Daten und Bedienhandlungen sowie ihre Visualisierung und Alarmierung von Grenzwerten. Schutz und Sicherheitsfunktionen (Z-Messstellen) sind nicht vorgesehen. 8.2.1 SPS / Bedien-und Beobachtungssysten (BuB) Alle Ein- und Ausgangssignale analoger und binärer Art werden über eine SPS aufge-schaltet. Die SPS wird in einem RITTAL- Schrank mit allen dazu erforderlichen Kompo-nenten untergebracht. Mit dem BuB wird eine komfortable Bedienung der Versuchsanla-ge ermöglicht. Das Visualisierungssystem zur SPS hat die Bezeichnung WinCC. Alle zu verarbeitenden Signale und Signalverknüpfungen werden in der SPS program-miert. 8.2.2 Mess- und Stelltechnik Alle MSR- Feldgeräte und Stelleinrichtungen werden in der Ex-Schutzart EExi ausge-führt. Ausnahmen sind prinzipbedingt, die örtlichen UEG- Sensoren der Gaswarnanlage, die in der Schutzart EExd einzusetzen sind. Die einzelnen Messstellen und deren Ausrüstung können den MSR- Stellenblättern ent-nommen werden. Vorgesehen für Druckmessungen sind EExi- Drucktransmitter mit einem direktem An-schlusszapfen. Zur Vermeidung hoher Temperaturen am Drucktransmitter sind geeigne-te Maßnahmen zu treffen, wie Zwischenschaltung von Vorlagen oder Verlängerung der Entnahmeleitung. Für die Mengenmessungen sind EExi- Messgeräte vorgesehen, die nach der Wirbelstromverfahren arbeiten.



Für die Niveaumessungen sind Messgeräte vorgesehen, die vorwiegend nach dem Auf-triebsverfahren (Verdrängerkörper mit Beigefäß) arbeiten. Die elektrischen Thermometer (PT100; Thermoelemente PtRh-Pt) sind mit einem Füh-lerkopftransmitter ausgerüstet. Alle Transmitter liefern ein eingeprägtes Stromsignal 4 bis 20mA. Alle pneumatischen Stellventile besitzen einen elektropneumatischen Positioner und einen analogen Stellungsgeber. Für die lufttechnische Versorgung der Stellventile steht Arbeitsluft zur Verfügung. Es sind Filter-Reduzierstationen einzusetzen, die einen Feinfil-ter besitzen, welche eventuell anfallendes Öl und Kondensat ausfiltern. Der Ex-Schutz wird durch eigensichere Messumformer-Speisegeräte (MUS) bzw. durch EExi- Trenner realisiert. Die MUS und die EExi- Trenner werden in einem Rittal- Schalt-schrank installiert, welcher in einem ex- freien Raum zur Aufstellung kommt. 8.2.3 Signalaustausch MSR-ETA Der Signalaustausch zwischen MSR und ETA erfolgt direkt ohne Zwischenschaltung von Koppelrelais. Eine galvanische Kopplung aller binären Ein- und Ausgangs-Signale ist technisch aber sinnvoll und schützt die SPS vor eventueller partieller Zerstörung einzel-ner Kanäle oder ganzer Baugruppen. Die Übergabestellen befinden sich in einem Nicht-Ex-Bereich. 8.2.4 Analysentechnik Die Analysentechnik unterteilt sich in 2 Anwendungsbereiche. Der 1. Anwendungsbereich ist die Erfassung der H2-UEG-Werte und der CO-MAK-Wert in der Raumluft. Es handelt sich hierbei um Ex-Punkt-Sensoren, die über einen be-stimmten Raum verteilt anzubringen sind. Für die Alarmierung ist eine örtliche Ex-Blitzleuchte vorgesehen. Der Analysenschrank ist in einem ex- freien Raum aufzustellen. Die analogen Werte der einzelnen Messstellen werden auch zum Leitsystem übertra-gen. Die potentialfreien Kontakte der Alarmierung können ebenfalls auf dem BuB sicht-bar gemacht werden. Der 2. Anwendungsbereich der Analysentechnik beinhaltet die kontinuierliche Analyse der CH4, CO, O2 und H2-Werte im Wirbelschicht-Reaktor. Es sind 5 Stück Entnahme-stellen vorgesehen, die zyklisch abgefragt werden. Die einzelnen Werte analoger und binärer Art werden über eine SPS (befindet sich nicht im Analysenschrank) dem BuB aufgeschaltet. Die im Analysenschrank befindliche SPS steuert den Analysenablauf. Der Analysenschrank ist in einem ex-freien Raum aufzustel-len. Die aus dem Analysenschrank ständig austretenden Gase (technische bedingt) sind über eine Leitung ins Freie zu führen. Das anfallende Gaskondensat ist in einem Gefäß zu sammeln und in bestimmten Abständen zu entsorgen. 8.2.5 Verriegelungen Im Verriegelungsverzeichnis sind die Verknüpfungen Ursache-Wirkung aufgeführt.



8.2.6 Systemtechnik / MSR-Schaltschränke Alle EExi- Messumformerspeisegeräte (MUS), EExi- Trenner, und sonstige Trenner bzw. Auswertegeräte, Spannungsverteilungen (Moeller), Klemmen (Phoenix) werden in RIT-TAL- Schaltschränke (RAL 7032; Sockel 200mm) untergebracht. In einem dieser Schränke ist auch die SPS montiert, die alle Ein- und Ausgangssignale zum Prozess, zum UEG- Gasanalysenschrank, zum Analysenschrank (CO, H2, O2; CH4) und zum ETA - Teil abarbeitet. Der Systemschrank, in dem sich die SPS befindet, soll ein Fenster be-sitzen. Die Schaltschränke umfassen

- Analysenschrank für CO, CH4, O2 und H2 -Analysen - Analysenschrank (Wandschrank) für UEG, MAK-Analysen - Systemschrank 1 und - Systemschrank 2.

Die Anzahl der Systemschränke ist abhängig vom Platzbedarf der in die Schränke ein-zubauenden Ausrüstungen. 8.2.7 Kabelwege / Trassierung Je nach Konzentration der Messstellen in der Anlage sind Ex-Verteilerkästen (Firma RITTAL; Stahlblech) einzusetzen. Die Stammkabel (paarig verdrillt, Gesamtschirm) sind auf Kabelpritschen (verzinkt, ohne Abdeckung, mit Ausleger; z.B. Firma Bettermann) zu führen.


9.1 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\9_Sicherheitskonzept 26-09-05.doc

9. Sicherheitskonzept Die Anlage wird von einer zentralen Messwarte aus mit einem Prozessleitsystem überwacht und gesteuert. Es laufen alle Alarme und Meldungen auf, so dass hier sicherheitsrelevante Handlungen ausgeführt werden. Die elektrischen Antriebe sind von vor Ort schaltbar zu ges-talten. Jede Ebene wird mit mindestens einer Not-Aus – Abschaltung ausgerüstet, so dass die si-cherheitsrelevanten Ausrüstungen von der Energiezufuhr getrennt werden und die Sauer-stoffzufuhr unterbrochen wird. Die Anlage wird mit Inertgas beschickt. Eine Not-Aus-Abschaltung trennt die Energiezufuhr für folgende Verbraucher - die Fördereinrichtungen für die Biomassezufuhr F 101, F 102, F 103 S 101, S 102 - die Mikrowellenheizung - den Brenner W 101. Auf Grund der Betriebsparameter der Anlage Betriebstemperatur: TB = 800 – 1.000 °C Betriebsdruck: pB = 0,3 - 0,8 bar Ü und der entstehenden Reaktionsgase Wasserstoff 30 – 50 Vol % Kohlenmonoxid 10 – 45 Vol % Methan 1 – 10 Vol % ergeben sich explosionsgefährdete Bereiche. Die Festlegung der explosionsgefährdeten Bereiche erfolgt entsprechend den Explosi-onsrichtlinien. Messgeräte und Ausrüstungen sind entsprechend der Betriebssicherheitsverordnung und des Gefährdungsgrades zu installieren. Alle in der Anlage mit dem Reaktionsgas in Verbindung kommenden Flanschverbindungen werden in Nut und Feder ausgeführt. Auf Grund der Zusammensetzung des Synthesegases wird die Anlage unter einem leichten Überdruck gefahren. Die Anlage ist über relevante Druckmessungen zu verriegeln. Die Unterschreitung von Grenzwerten führt zur Abschaltung der Energiezufuhr für Gasbrenner W 101 Mikrowellenstrahler und der Zuführung von Biomasse. Parallel zu diesen Maßnahmen ist die Primärgaslei-tung mit Stickstoff bzw. Kohlendioxid zu beschicken. Das im Anlagensystem vorhandene Reaktionsgemisch wird dann in das Fackelsystem gedrückt. Die Hauptleitung zur Fackel ist mit einer Flammendurchschlagsicherung abgesichert. Eine Temperaturüberschreitung am Reaktor führt zur Abschaltung der Energiezufuhr und der Biomasseförderung. Die Umgebungsluft der Versuchsanlage ist in allen Ebenen mit Wasserstoff- und Koh-lenmonoxidsensoren zu überwachen. Bei Überschreitung von Grenzwerten ist die Anla-ge abzufahren.


9.2 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\9_Sicherheitskonzept 26-09-05.doc

Für die Inertisierung der Anlage sind Stickstoff Wasserdampf Kohlendioxid verfügbar.

Gefördert vom Land Brandenburg Synthetische Kraftstoffe aus Biomasse Fördervorhaben-Nr.: 80113327

10.1

10. Aufstellungskonzept Die Anlage wird in einem Gebäude mit Sandwichwänden auf mehreren Bühnen installiert. Die Abmessungen der Bühnen sind (Länge x Breite) 12 x 18 m. Die Höhen der einzelnen Bühnen sind 3,50 m. Das Rastermaß des Baues beträgt 6 m. Die Erzeugung und Lagerung von Betriebsmitteln werden außerhalb des Gebäudes realisiert. Das Aufstellungskonzept ist in folgenden Plänen dargestellt: Aufstellungskonzept, Seitenansicht -10.09.01.01 Aufstellungskonzept, Bühne 1 – 4 -10.09.02.01 Aufstellungskonzept, Bühne 5 -10.09.02.02


11.1 F:\Projekte\2003\2504-03\Veröffentlichung IPSC-Bericht Internet\11_Kostenschätzung 26-09-05.doc

11. Kostenschätzung

In der angefügten Kostenaufstellung sind die gesamten Kosten für beide Teilanlagen Wirbelschicht – Vergasung Gasreinigung aufgelistet. Prinzipiell lassen sich die Investkosten bei der Gestaltung eines entsprechenden Wett-bewerbes um 10% reduzieren. Die Kostenzusammenstellung basiert auf Richtpreisangeboten und Kostenabschätzun-gen für den nicht durch Angebote hinterlegten Teil. Bei der Kostenschätzung ist versucht worden, die vorhandenen ingenieurtechnischen Erfahrungen einfließen zu lassen. Aus der Kostenauflistung lassen sich folgende Schwerpunkte erkennen:

1. Apparate und Maschinen

2. Mikrowellenanlage

3. MSR-Technik

4. Rohrleitungstechnik Die Mikrowellenanlage sollte auf einen Leistungseintrag von 2 x 75 KW begrenzt wer-den. Die Gestaltung der Gaskühler stellt auch einen sehr kostenintensiven Anteil dar. Eine alternative Lösung ist derzeit nicht in Sicht. Da die zur Anwendung kommenden Aus-rüstungen Sonderkonstruktionen sind. In der Kostenschätzung sind Grundstückserwerb und alle damit verbundenen Kosten unberücksichtig geblieben. Für die Errichtung der Demonstrationsanlage zur Herstellung und Reinigung von Syn-thesegas muss man mit einem Investvolumen von ca. 10 Mio. Euro rechnen. Die Kostenschätzung endet an der Bereitstellung des Synthesegases zur Fischer-Tropsch-Synthese. Diese Verfahrensstufe ist in einem weiterführenden Projekt näher zu untersuchen.

AA

B

C

D

E

F

G

H

M

L

K

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16

1 2 3 4 5 6 87 9 10 11 12 13 14 15 16

A

B

C

D

E

F

G

H

K

L

M

JJ

Masstab Baufeld

Massnahme

Benennung

Blatt

Bl.

Datum Name

Bearb.

Gepr.

Gen.

Zust. Datum Name

Schwedt/OderDie komplette

Ingenieurleistung aus einer Hand

IPSC

Gez.

ohne

2004

26.04.

0 Original 26.04.04 Dö.

26.04. Döbler

-10.01.00.02.dgn

Katalysator

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Katalysatordosierung

Art: Katalysator

zur Synthesagasaufbereitung

Verfahrensentwicklung synth. Kraftstoffe aus Biomasse

Grundfließbild

Synthesegaserzeugung

Döbler

2504/03-10.01.00.02(1)

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Biomasselagerung

Art: Holzhackschnitzel

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h


Biomassetrocknung

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h


Biomassezuführung

Biomasse

Wirbelbettmaterial

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Wirbelbettmaterialdosierung

Art: Sand

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Art: Sauerstoff

Energie

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Energiezuführung

Art: Microwelle

Trinkwasser

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Wasseraufbereitung

Art: Wasser

Sauerstoff

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Art: Dampf

Dampferzeugung

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Art: Dampf

Dampfüberhitzung

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Art: Wasser

Deionat

Abwasser

Ausschleusung

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Ausschleusung

Art: Asche/Sand/Kat.

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h

Biomassevergasung

Art: WS-Vergasung

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h


Feststoffabtrennung

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h


Feststoffrückführung

V = XXXX m‡/h

m = XXXX kg/h


Heisgasfiltration

10.01.00.03

zur Synthesagasaufbereitung

10.01.00.03

Kondensat

10.01.00.03

Sauerstoff

Fördervorhaben-Nr.:

801133271 12.03.05 Dö.Überarbeitung

˜nderung

AA

B

C

D

E

F

G

H

M

L

K

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16

1 2 3 4 5 6 87 9 10 11 12 13 14 15 16

A

B

C

D

E

F

G

H

K

L

M

JJ

Masstab Baufeld

Massnahme

Benennung

Blatt

Bl.

Datum Name

Bearb.

Gepr.

Gen.

Zust. Aenderung Datum Name

Schwedt/OderDie komplette


IPSC

Gez.

ohne

2004

26.04.

0 Original 26.04.04 Dö.

26.04. Döbler

-10.01.00.03.dgn

Verfahrensentwicklung synth. Kraftstoffe aus Biomasse

Döbler

2504/03-10.01.00.03(1)

Synthesegas

10.01.00.02

V = XXXX m‡

m = XXXX t

Shift-Reaktion

V = XXXX m‡

m = XXXX t

Synthesegaskühlung u. Dampf-

erzeugung

V = XXXX m‡

m = XXXX t

10.01.00.02

Deionat

V = XXXX m‡

m = XXXX t

HCN u. COS-Enfernung

V = XXXX m‡

m = XXXX t

Deionat

Dampf

10.01.00.02

Dampf

V = XXXX m‡

m = XXXX t

SynthesegaskühlungSynthesagaskühlung

V = XXX m‡

m = XXX t

V = XXX m‡

m = XXX t

Kondensataufbereitung

Kondensat

10.01.00.02

Flüssigkeitsabtrennung

V = XXX m‡

m = XXX t

V = XXX m‡

m = XXX t

Synthesagasverdichtung

10.01.00.02

V = XXX m‡

m = XXX t

V = XXX m‡

m = XXX t

CO2 - Entfernung HCl u. NH3 - Entfernung

V = XXX m‡

m = XXX t

Synthesegas - Verdichtung

V = XXX m‡

m = XXX t

CO2 - Reinigung

Abluft

CO2-Schutzgas

V = XXX m‡

m = XXX t

zur FT-Synthese

Abwasser

H2S - Entfernung

SynthesegasreinigungFördervorhaben-Nr.:

801133271 Revision 24.09.05 Dö.

Grundfließbild

10.03.00.02

Biomasse

10.03.01.04

Stoffstromnummer

Produkt

Synthesegas

Wasserstoff

Kohlenmonoxid

Kohlendioxid

Methan

Stickstoff

Sauerstoff

Wasser

Teer

HCN

HCI

H2S/SO2

NH3

Betriebsbedingungen

Druck

Temperatur

Dichte

COS

Feststoff

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

Kg/h

°C

kg/m‡

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

10.03.01.04

Kalkhydrat

10.03.00.02

Quarzsand

3

4

1

20

19

5

9

Erdgas

7

10.03.00.02

8

12

11

15

16

10.03.01.06

10.03.02.01

14

10.0

3.01

.03

Sch

utzg

as (

CO

2)

18

17

Fackelsystem

Abgas (Kamin)

10.0

3.01

.03

Sch

utzg

as (

CO

2)

Biomasse Microwelle Kalkhydrat Quarzsand Dampf Dampf

15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29

F104

W101

BR101

F103R101

C101

30

AA

B

C

D

E

F

G

H

M

L

K

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16

1 2 3 4 5 6 87 9 10 11 12 13 14 15 16

A

B

C

D

E

F

G

H

K

L

M

JJ

Maßstab Baufeld

Benennung

Blatt

Bl.

Datum Name

Gepr.

Datum Name

Schwedt/Oder

Rev. ˜nderung

Bearb.

0

0

2005

Döb.

Maßnahme

22.09.

CAD-Nr.: 10030101.dgn

22.09.05

22.09.Gez.

PSCIDie komplette


Döbler

Döbler

ohne

Vefahrensentwicklung synth. Kraftstoffe aus Biomasse

Verfahrensfliessbild

Synthesegaserzeugung

2504/03-10.03.01.01(1)

0 Original

IPSC - Industrie-Planung

Schwedt Consult GmbH

Passower Chaussee

D-16303 Schwedt/Oder

Tel. 03332/450 - 0 / Fax - 222

[email protected]

10

10.0

3.02

.01

Verbrennungsluft

Sauerstoff Erdgas Verbrennungsluft Kühlwasser,RLKühlwasser,VLSynthesegas Synthesegas Synthesegas Qaurzrücklauf Asche, Abfall Asche, Abfall Asche, Abfall

282

56,4

Abgas

107,1Durchsatz

Volumenstrom (Gas)

Volumenstrom

Nm /h3

m /h3

0-695731.9-50 04.8-7.2 4.8-7.2484,5

1330-133

0-107,1

51 0-487

0-41444 3700-370 2059 2059 2059

549 549 549

25 25 25 25 700 700252525 900 900 900 700 900 900 900 45 30 40

2

6

0-107,1

73

107,1

15.2

178.2

165.3

9.0

0.9

2,4

0,000

0,043

15.2 15.2

178.2 178.2

165.3 165.3

9.0 9.0

0.9 0.9

0.23 0.23 0.23 0.29 993 989

331.31.21.31.31.31.3bar(a) 1.31.31.3 1.3 1.3 1.11.11.11.1

0.29 0.291.291.42 0.7

13

10.03.01.07

10.03.01.05

Luft

T-1005

IRC

F-1007

IRC

T-1004

IRC

F-1004

IRC

T-1014

IRC

F-1002

IRC

F-1001

IRC

10.0

3.01

.04

10.03.01.04

KW-50-10-104

10.07.02.01

Z101

Synthesegas

SG-200-06-104SG-200-06-104

Dampf

Sch

utzg

as (

CO

2)

Sch

utzg

as (

CO

2)

E-E

nerg

ie

Mik

row

elle

Stickstoff

N-25-16-103N-25-16-103

Dam

pt

D-1

00-1

6-20

3

P-1003

IRC

Küh

lwas

ser,

VL

KW

-50-

10-1

03

Kühlwasser,RL

KW-50-10-104

SG-200-06-106 SG-200-06-106

10.03.01.03

Verbrennungsluft

Erdgas

Dampf

Sauerstoff

Luft

Abgas (Kamin)

Kühlwasser, RL

Biomasse

Quarzsand

Kalkhydrat

Kühlwasser, VL

1.9-50

2x75 kW

10.03.01.03

Schutzgas

CO-25-10-101 CO-25-10-101

KW-50-10-101

KW-50-10-102 KW-50-10-102

S-50-16-101 S-50-16-101

D-50-16-101

KW-50-10-101

Asc

he

Ent

sorg

ung

10.03.01.07

Sauerstoff

Sauerstoff

Wasserdampf

F-1011

IRC

F-1012

IRC

F 101.1/2

Dampf/Sauerstoff

118.3 118.3 118.3

2,4 -

0.0009

0,04

0.0001

0,000 0,000

0,04 0,04

0,043 0,043

0.0001 0.0001

0.0009 0.0009

---

486,9486,9

5

5

10

19

20

Fördervorhaben-Nr.:

80113327

Documents

Abschlußbericht (Auszug) - IPSC GmbH · PDF file5.2.2 Entfernung von Schwefelwasserstoff und Kohlenoxidsulfid ... Hohe Temperaturen für den notwendigen Wasserdampf werden durch Wärme-