Analyse und Bewertung der Nutzungsmöglichkeiten von Biomasse · Vorwort Die Nutzung von Biomasse als Energieträger wird zunehmend als Möglichkeit gesehen, die konventionelle Energieversorgung

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KulturwissenschaftlichesInstitut

WissenschaftszentrumNordrhein-Westfalen

Institut Arbeitund Technik

Wuppertal Institut fürKlima, Umwelt, EnergieGmbH

Analyse und Bewertung derNutzungsmöglichkeiten von BiomasseUntersuchung im Auftrag von BGW und DVGW

Band 3: Biomassevergasung, Technologien undKosten der Gasaufbereitung und Potenziale der

Biogaseinspeisung in Deutschland (Fraunhofer Institut Umsicht)

Vorwort Die Nutzung von Biomasse als Energieträger wird zunehmend als Möglichkeit gesehen, die konventionelle Energieversorgung auf Basis fossiler Ressourcen in Richtung nachhaltiger Energiesysteme mit steigenden Anteilen erneuerbarer Energien weiterzuentwickeln. Sowohl auf nationaler wie internationaler Ebene verstärken sich die Anstrengungen, durch den Einsatz von Bioenergie die Treibhausgasemissionen zu senken und die Abhängigkeit von fossilen Energieimporten wie Erdöl zu reduzieren.

In diesem Zusammenhang kann Biogas einen Beitrag leisten, der aufgrund der Potenziale der Vergärung von Energiepflanzen in Zukunft an Bedeutung gewinnt. Interessant ist hierbei vor allem die Frage, welche neuen Nutzungsmöglichkeiten durch eine Aufbereitung und Einspeisung des Biogases ins Erdgasnetz entstehen. Wie sieht die Wirtschaftlichkeit dieser Optionen im Vergleich zu alternativen Biomassepfaden aus, welche ökologischen Effekte können erreicht werden?

Die vorliegende "Analyse und Bewertung der Nutzungsmöglichkeiten von Biomasse" geht diesen Fragen nach. Die Studie im Auftrag des Bundesverbandes der deutschen Gas- und Wasserwirtschaft (BGW, Berlin) und der Deutschen Vereinigung des Gas- und Wasserfachs (DVGW, Bonn) untersucht ausgewählte Biomasseanwendungen in Deutschland und legt den Schwerpunkt dabei auf stationäre Nutzungen. Neue Erkenntnisse werden dabei vor allem mit Blick auf die künftige Entwicklung der Biogaspotenziale sowie die technischen, wirtschaftlichen und ökologischen Aspekte der Biogasaufbereitung und –einspeisung im Vergleich zu Holznutzungen gewonnen. Weiterhin werden die Randbedingungen und Restriktionen für die Einspeisung von Biogas ins Erdgasnetz analysiert.

Die Untersuchung wurde in einer Arbeitsgemeinschaft vom Wuppertal Institut für Klima, Energie, Umwelt (Projektkoordination), Institut für Energetik und Umwelt Leipzig, Fraunhofer Institut für Umwelt-, Sicherheits- und Energietechnik Oberhausen und dem Gas-Wärme Institut Essen durchgeführt. Die Arbeiten erfolgten dabei in enger Kooperation mit den Experten der Task Force "Biogas" des BGW und DVGW und wurden von einem Lenkungskreis begleitet. Die intensiven und kooperativen Diskussionen mit den beteiligten Vertretern der Gaswirtschaft, Biogaswirtschaft, Landwirtschaft sowie Vertretern von Bundes- und Landesministerien haben maßgeblich zum Erfolg der Arbeit beigetragen.

Der vorliegende Bericht ist der Band 3 des Endberichts und beschreibt die Biomassevergasung, die Technologien und Kosten der Gasaufbereitung und die Potenziale der Biogaseinspeisung in Deutschland.

Weitere Ergebnisse finden sich in:

Band 1:Gesamtergebnisse und Schlussfolgerungen (WI) Band 2: Biomassepotenziale in Deutschland, verschiedene Nutzungstechniken und eine ökonomisch-ökologische Bewertung ausgewählter Nutzungspfade (IEL)

Band 4: Technologien, Kosten und Restriktionen der Biogaseinspeisung ins Erdgasnetz (GWI)

Wuppertal, Leipzig, Oberhausen, Essen, August 2005

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Dr.-Ing. Stephan Ramesohl (Projektkoordinator) Dipl.-Ing. Karin Arnold Wuppertal Institut für Klima Umwelt Energie Postfach 100 480, 42004 Wuppertal Tel.: +49 (0)202 2492 255 (Fax: 198) Email: [email protected]

Prof. Dr. Martin Kaltschmitt Dr. Frank Scholwin Dipl.-Ing Frank Hofmann André Plättner Martin Kalies Sönke Lulies Gerd Schröder Institut für Energetik und Umwelt gGmbH Torgauer Str. 116, 04347 Leipzig Tel.: +49-(0)341-2434-0 (Fax: 433) Email: [email protected]

Dr.-Ing. Wilhelm Althaus Dipl.-Ing. Wolfgang Urban Fraunhofer Institut Umwelt-, Sicherheits-, Energietechnik (UMSICHT ) Osterfelder Str. 3, 46047 Oberhausen Tel. 0208 / 8598 - 1124 (Fax: 1423) Email: [email protected]

Dipl.-Ing. Frank Burmeister Gaswärme-Institut e.V. Essen Hafenstraße 101, 45356 Essen Tel: 0201/3618-245 (Fax: 238) Email: [email protected]

DVGW-BGW-Studie Analyse und Bewertung der Nutzungsmöglichkeiten von Biomasse 1

Inhaltsverzeichnis

1 Gaserzeugung durch thermochemische Vergasung .....................................10

1.1 Geschichtliche Entwicklung................................................................................10

1.2 Grundlagen der Vergasung ................................................................................11

1.3 Vergasungsverfahren.........................................................................................13

1.4 Vorauswahl und Bewertung geeigneter Biomassevergasungsverfahren ............16

2 Aufbereitungsverfahren und Möglichkeiten der Gasspeicherung................21

2.1 Rohgaszusammensetzung und Definition der Einspeisegasqualitäten ...............21

2.1.1 Zusammensetzung von Rohbiogasen – Ausgangsdaten....................................21

2.1.2 Festlegung der Einspeisegasqualitäten nach dem DVGW-Regelwerk................24

2.1.3 Festlegung der Einspeisefälle (fermentative Biogase) ........................................29

2.1.4 Festlegung der Einspeisefälle (Biomassevergasung) .........................................32

2.2 Verfahrensschritte zur Biogasaufbereitung aus fermentativer Erzeugung ..........35

2.2.1 Biogasentschwefelungsverfahren.......................................................................35

2.2.1.1 Sulfidfällung .......................................................................................................36

2.2.1.2 Biologische Entschwefelung...............................................................................36

2.2.1.3 Entschwefelung mit Eisenchelat .........................................................................40

2.2.1.4 Schwefelwasserstoffentfernung mit imprägnierter Aktivkohle .............................43

2.2.1.5 Schwefelwasserstoffentfernung mit Zinkoxid......................................................45

2.2.1.6 Schwefelwasserstoffentfernung mit eisenhaltigen Reinigungsmassen ...............46

2.2.1.7 Bewertung und Auswahl geeigneter Biogasentschwefelungsverfahren ..............49

2.2.2 Verfahren zur CO2-Abtrennung aus Biogas ........................................................50

2.2.2.1 Druckwechseladsorption ....................................................................................50

2.2.2.2 Absorptive CO2-Abtrennverfahren ......................................................................53

2.2.2.3 Membrantrennverfahren.....................................................................................60

2.2.2.4 Kryogene Verfahren ...........................................................................................64

2.2.2.5 Bewertung der Verfahren zur CO2-Abtrennung ..................................................66

2.2.3 Biogasverdichtung..............................................................................................67

2.2.4 Biogastrocknung ................................................................................................69

2.2.5 Verfahren zur Biogasfeinreinigung .....................................................................73

2.2.6 Ausgeführte Biogasaufbereitungsanlagen..........................................................74

2.3 Entwicklung von geeigneten Biogasaufbereitungspfaden...................................82

2.3.1 Biogasaufbereitung mittels Druckwechseladsorption (PSA) ...............................83

2.3.2 Biogasaufbereitung mittels Druckwasserwäsche (DWW) ...................................88

2.3.3 Biogasaufbereitung zu Zusatzgas ......................................................................91

2.4 Verfahrensschritte der Synthesegasaufbereitung ...............................................93

2.4.1 Partikelabscheidung...........................................................................................93


2.4.2 Beseitigung von Teerverbindungen....................................................................98

2.4.3 Abscheidung von Spurenkontaminationen ....................................................... 102

2.4.4 Methanisierung und CO-Konvertierung ............................................................ 112

2.4.5 Verfahren zur CO2-Abtrennung ........................................................................ 119

2.4.5.1 Physikalische Waschverfahren......................................................................... 119

2.4.5.2 Chemische Wäschen ....................................................................................... 125

2.4.5.3 Chemische Wäschen mit anorganischen Lösungsmitteln................................. 129

2.4.5.4 Physikalisch-chemische Wäschen ................................................................... 131

2.4.5.5 Eignungsbewertung und Auswahl der Aufbereitungsverfahren......................... 132

2.5 Entwicklung von Modellfällen zur Erdgaserzeugung aus Synthesegas............. 135

2.5.1 Synthesegasaufbereitung zu Austauschgas mit Erdgas-H-Qualität .................. 139

2.5.2 Synthesegasaufbereitung zu Austauschgas mit Erdgas-L-Qualität .................. 141

2.5.3 Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (teilaufbereitetes Methangas) ............ 142

2.5.4 Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (teilaufbereitetes Synthesegas) ......... 144

2.6 Aspekte der Biogaslagerung ............................................................................ 146

3 Kosten der Biogaserzeugung und Aufbereitung ......................................... 152

3.1 Grundsätzliche Randbedingungen und Annahmen .......................................... 152

3.2 Gaserzeugungskosten ..................................................................................... 155

3.2.1 Kosten der Biogaserzeugung ........................................................................... 155

3.2.2 Kosten der Synthesegaserzeugung ................................................................. 157

3.3 Kosten der Biogasaufbereitung – Verfahrensschritte........................................ 159

3.3.1 Kosten der Biogasgrobentschwefelung ............................................................ 159

3.3.2 Kosten der CO2-Abtrennung............................................................................. 163

3.3.3 Kosten der Biogasfeinentschwefelung.............................................................. 166

3.3.4 Kosten der Biogastrocknung ............................................................................ 167

3.3.5 Kosten Flüssiggas-Zugabe bei einer Biogasaufbereitung zu Erdgas-H ............ 167

3.3.6 Kosten der Luft-Zugabe bei einer Biogasaufbereitung zu Erdgas-L.................. 169

3.3.7 Verdichtungskosten bei einer Biogasaufbereitung zu Zusatzgas...................... 170

3.4 Gesamtkostenübersicht für NaWaRo-Biogasanlagen....................................... 171

3.5 Gesamtkostenübersicht für Gülle-Biogasanlagen............................................. 187

3.6 Kosten der Synthesegasaufbereitung zu Austausch- bzw. Zusatzgas.............. 194

4 Potenzialabschätzung zur Einspeisung von Biomethan

unter technischen und netztopografischen Aspekten ................................ 210

5 Literaturverzeichnis ....................................................................................... 228


Abbildungsverzeichnis

Abbildung 1.1: Schema des Imbert-Holzvergasers ...........................................................10

Abbildung 1.2: Homogene und heterogene chemische Reaktionen bei der Vergasung von Biomasse..............................................................11

Abbildung 1.3: Temperaturabhängigkeit der wichtigsten Gleichgewichtsreaktionen bei der atmosphärischen Vergasung.........................................................12

Abbildung 1.4: Schematische Darstellung unterschiedlicher Reaktorgrundprinzipien .......14

Abbildung 1.5: Verfahrensschema des Mothermik-Verfahrens .........................................18

Abbildung 1.6: Verfahrensschema des FICFBG-Verfahrens .............................................19

Abbildung 2.1: Methanganglinie einer Biogasanlage im Rheinland...................................22

Abbildung 2.2: Schwefelwasserstoffganglinie einer Biogasanlage im Rheinland...............22

Abbildung 2.3: Übersicht über alle Biogaserzeugungs- und Aufbereitungspfade einschliesslich aller zu betrachtenden Einspeisegasqualitäten..................34

Abbildung 2.4: Fließdiagramm eines Biowäschers............................................................39

Abbildung 2.5: Verfahrensvarianten LO-CAT-Prozess ......................................................42

Abbildung 2.6: Beispiel für das Layout einer Biogas-Druckwasserwäsche........................57

Abbildung 2.7: Permeabilitäten verschiedener Gase ........................................................60

Abbildung 2.8: mögliche Membranmodulkonfigurationen..................................................62

Abbildung 2.10: Wasseraufnahme verschiedener Adsorptionsmittel...................................71

Abbildung 2.11: Verfahrensschema einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-/Erdgas-L-Qualität mittels PSA für kleine Volumenströme .........................................85

Abbildung 2.12: Verfahrensschema einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-/Erdgas-L-Qualität mittels PSA für größere Volumenströme ......................................85

Abbildung 2.13: Verfahrensschema einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-Qualität mittels DWW für alle Volumenströme........................................................89

Abbildung 2.14: Verfahrensschema einer Biogasaufbereitung auf Zusatzgas-Qualität für alle Volumenströme .............................................................................91

Abbildung 2.15: Purisol-Wäsche zur CO2-Entfernung aus hoch verdichteten Gasen ........ 121

Abbildung 2.16: Rektisol-Wäsche mit separater H2S- and CO2-Abtrennung ..................... 122

Abbildung 2.17: Prinzipielles Verfahrensfließbild für Aminwäschen .................................. 126

Abbildung 2.18: aktivierte MDEA-Wäsche zur CO2-Abtrennung ....................................... 128

Abbildung 2.19: Typische Ausführungsvarianten heißer Pottaschenwäschen zur CO2-Abtrennung................................................................................ 130

Abbildung 2.20: Prozessfließbild Synthesegasaufbereitung zu Erdgas............................. 136

Abbildung 2.21: Alternatives Prozessfließbild Synthesegasaufbereitung .......................... 136


Abbildung 3.1: Spezifische Aufbereitungskosten für Erdgas-H mit Brennwert- anpassung (Flüssiggaszugabe) in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Verfahrens................................................................................. 182

Abbildung 3.2: Spezifische Aufbereitungskosten für Erdgas-H ohne Brennwert- anpassung in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Verfahrens ........ 182

Abbildung 3.3: Spezifische Aufbereitungskosten für Erdgas-L mit Brennwert- anpassung (Luftzugabe) in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Verfahrens................................................................................. 183

Abbildung 3.4: Spezifische Aufbereitungskosten für Zusatzgas in Abhängigkeit der Anlagengröße ................................................................................... 183

Abbildung 3.5: Kostenübersicht über alle Modellfälle eines ausgewählten Erzeugungs- und Aufbereitungspfades (NaWaRo-Biogasanlage, CO2-Abtrennung mit Druckwasserwäsche) ........................................................................ 184

Abbildung 3.6: Spezifische Aufbereitungskosten (Gülle-Biogasanlage) für Erdgas-H mit Brennwertanpassung (Flüssiggaszugabe) in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Gasaufbereitungsverfahrens .............................. 189

Abbildung 3.7: Spezifische Aufbereitungskosten (Gülle-Biogasanlage) für Erdgas-H ohne Brennwertanpassung in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Gasaufbereitungsverfahrens ..................................................... 189

Abbildung 3.8: Spezifische Aufbereitungskosten (Gülle-Biogasanlage) für Erdgas-L mit Brennwertanpassung (Luftzugabe) in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Gasaufbereitungsverfahrens .............................. 190

Abbildung 3.9: Spezifische Aufbereitungskosten (Gülle-Biogasanlage) für Zusatzgas in Abhängigkeit der Anlagengröße .......................................................... 190

Abbildung 3.10: Kostenübersicht über alle Modellfälle eines ausgewählten Erzeugungs- und Aufbereitungspfades (Gülle-Biogasanlage, CO2-Abtrennung mit Druckwasserwäsche) ........................................................................ 191

Abbildung 3.11: Vergleichende Kostenübersicht über alle Modellfälle aller Erzeugungs- (Gülle- und NaWaRo-Biogasanlage) und eines Aufbereitungspfades (CO2-Abtrennung mit Druckwasserwäsche) ............................................ 193

Abbildung 3.12: Übersicht über spezifische Gestehungskosten Biomassevergasung und Synthesegasaufbereitung in Abhängigkeit der Produktgasqualität ... 206

Abbildung 3.13: Sensitivitätsanalyse – Einfluss schwankender Biomassekosten bzw. variierender Investitionskosten........................................................ 208

Abbildung 3.14: Detaillierte Übersicht über wichtige Einzelkostenpositionen an den spezifischen Aufbereitungskosten für Modellfall 5 ....................... 208

Abbildung 4.1: Biogaspotenzial der Bundesländer.......................................................... 210

Abbildung 4.2: Biogaspotenzial der Bundesländer - flächenspezifische Verteilung ......... 211

Abbildung 4.3: Darstellung einer auf Durchschnittswerte normierten stündlichen Abnahmecharakteristik eines OVU mit geringem Gewerbeanteil in der Abnehmerstruktur.......................................................................... 215


Abbildung 4.4: Durchschnittliche Gasabgabe an einem Sommertag, Angabe als prozentualer Anteil am Gesamtjahresverbrauch ................... 217

Abbildung 4.5: Gegenüberstellung minimale Erdgasabgabe an einem Sommertag (Sommergrundlast) und Gaseinspeisepotenzial aus biochemischer Gaserzeugung nach Abzug von Transportrestriktionen........................... 218

Abbildung 4.6: Gegenüberstellung minimale Erdgasabgabe an einem Sommertag (Sommergrundlast) und Gaseinspeisepotenzial aus biochemischer Gaserzeugung nach Abzug von Transportrestriktionen, Betrachtung Bundesländer.......................................................................................... 219

Abbildung 4.7: Einfluss verschiedener Tageslastgangszenarien auf den Anteil verdrängter Grundlast in % aufgrund Biogaseinspeisung........................ 221

Abbildung 4.8: Einfluss verschiedener Tageslastgangszenarien: maximaler Anteil am biochemischen Potenzial, als Zusatzgas eingespeisbar .................... 226


Tabellenverzeichnis

Tabelle 1.1: Technische Eckdaten des FICFBG-Vergasers in Güssing ........................20

Tabelle 2.1: Biogaszusammensetzung, Schwankungsbreiten und Auslegungsgrunddaten .............................................................................23

Tabelle 2.2: Erdgaseigenschaften – Gaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten ................................................................................................30

Tabelle 2.3: Produktgaszusammensetzungen und brenntechnische Kenndaten der Modellfälle 1 bis 4 .....................................................................................31

Tabelle 2.4: Kenndaten der betrachteten Gaseinspeisefälle .........................................33

Tabelle 2.5: Bewertungsmatrix für unterschiedliche Entschwefelungsverfahren ...........49

Tabelle 2.6: Adsorptionsgleichgewichte ausgewählter binärer bzw. tertiärer Gasgemische ............................................................................................51

Tabelle 2.7: physisorptive Absorptionsverfahren zur Entfernung von CO2 und Schwefelverbindungen .......................................................................55

Tabelle 2.8: chemisorptive anorganische Absorptionsverfahren zur Entfernung von CO2 und Schwefelverbindungen.........................................................55

Tabelle 2.9: physikochemisorptive Absorptionsverfahren zur Entfernung von CO2 und Schwefelverbindungen .......................................................................55

Tabelle 2.10: chemisorptive aminbasierte Absorptionsverfahren zur Entfernung von CO2 und Schwefelverbindungen.........................................................56

Tabelle 2.11: Übersicht über Löslichkeiten unterschiedlicher Biogaskomponenten in Wasser bei unterschiedlichen Temperaturen.........................................56

Tabelle 2.12: Übersicht Gasverdichter – Einsatzbereiche und Eigenschaften ................68

Tabelle 2.13: Bewertung unterschiedlicher Verdichterbauarten ......................................69

Tabelle 2.14: Anforderungen an das Biogas bei einem Einsatz als Fahrzeugtreibstoff bzw. einer Einspeisung in das Gasnetz in Schweden................................76

Tabelle 2.15: Übersicht über Biogasaufbereitungsanlagen in Schweden........................77

Tabelle 2.16: Übersicht über Biogasaufbereitungsanlagen in den Niederlanden ............78

Tabelle 2.17: Anforderungen an das Biogas bei einer Einspeisung in das Netz der Gasversorgung Zürich...............................................................................80

Tabelle 2.18: Produktgaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten für die Einspeisefälle 1 bis 3 bei einer Rohbiogasaufbereitung (NaWaRo-Biogasanlage) mittels Druckwechseladsorption........................86

Tabelle 2.19: Produktgaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten für die Einspeisefälle 1 bis 3 bei einer Rohbiogasaufbereitung (Gülle-Biogasanlage) mittels Druckwechseladsorption..............................86

Tabelle 2.20: Produktgaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten für die Einspeisefälle 1 bis 3 bei einer Rohbiogasaufbereitung (NaWaRo-Biogasanlage) mittels Druckwasserwäsche..............................90


Tabelle 2.21: Produktgaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten für die Einspeisefälle 1 bis 3 bei einer Rohbiogasaufbereitung (Gülle-Biogasanlage) mittels Druckwasserwäsche....................................90

Tabelle 2.22: Produktgaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten für den Einspeisefall 4 (Zusatzgas) ...........................................................92

Tabelle 2.23: Hersteller und Eigenschaften keramischer Filtermaterialien ......................97

Tabelle 2.24: Kriterien zur Auswahl und Bewertung regenerierbarer Sorbentien .......... 105

Tabelle 2.25: Reaktionsgleichungen der Kalzinierung, Sulfidierung und Halogenierung von kalziumbasierten Sorbentien.............................. 106

Tabelle 2.26: Übersicht metallischer Sorbentien zur Schwefelabscheidung.................. 107

Tabelle 2.27: Reaktionsgleichungen der Sulfidierungs- und Regenerationsreaktion von Metalloxiden sowie der Hydrierung und Hydrolyse von COS............ 107

Tabelle 2.28: Metalloxidsorbentien und potenzielle Eigenschaften ............................... 110

Tabelle 2.29: Sulfidierungs-, Regenerations- Sulfatbildungs- und Sulfatreduktionsreaktionen verschiedener Metalloxidsorbentien ............. 111

Tabelle 2.30: Synthesegaszusammensetzung am Vergaseraustritt und nach Teer-Reformierung .......................................................................................... 137

Tabelle 2.31: Synthesegaszusammensetzung nach Druckwasserwäsche bzw. Abgasstrom DWW .................................................................................. 138

Tabelle 2.32: Gaszusammensetzung nach Methanisierung und Trocknung ................. 139

Tabelle 2.33: Gaszusammensetzung nach CO2-Wäsche (Fall 6, SG-H-I) und Karburierung (Fall 5, SG-H-I) ........................................................... 140

Tabelle 2.34: Gaszusammensetzung nach unvollständiger CO2-Wäsche und Luftzugabe (Fall 7, SG-L) ................................................................. 141

Tabelle 2.35: Gaszusammensetzung (Fall 8a, SG-M-a) nach Trocknung ..................... 142

Tabelle 2.36: Gaszusammensetzung nach Teer-Reformierung und Methanisierung (Fall 8b, SG-M-b) .................................................................................... 143

Tabelle 2.37: Gaszusammensetzung nach Gaskühlung, Feinreinigung und Trocknung (Fall 8b, SG-M-b)............................................................ 143

Tabelle 2.38: Synthesegaszusammensetzung nach Druckwasserwäsche, CO-Konvertierung und Trocknung (Modellfall 9a, SG-Z-a) ...................... 144

Tabelle 2.39: Gaszusammensetzung nach Teer-Reformierung und CO-Konvertierung (Fall 9b, SG-Z-b)................................................. 145

Tabelle 2.40: Druckbereiche der Biogasspeicherung.................................................... 151

Tabelle 3.1: Kosten der Biogaserzeugung „Gülle-BGA“.............................................. 155

Tabelle 3.2: Kosten der Biogaserzeugung „NaWaRo-BGA“........................................ 156

Tabelle 3.3: Kosten der Synthesegaserzeugung ........................................................ 158

Tabelle 3.4: Investitions- und Betriebskosten eines Standard-Biowäschers................ 159

Tabelle 3.5: Kosten der Biogasgrobentschwefelung ................................................... 161


Tabelle 3.6: Kosten der Biogasgrobentschwefelung mit Tropfkörperanlagen.............. 162

Tabelle 3.7: Kosten der CO2-Abtrennung mittels PSA-Anlagen .................................. 163

Tabelle 3.8: Kosten der CO2-Abtrennung mittels Druckwasserwäschen ..................... 165

Tabelle 3.9: Kosten der Feinentschwefelung .............................................................. 166

Tabelle 3.10: Kosten einer Gastrocknung..................................................................... 167

Tabelle 3.11: Kosten der LPG-Zumischung .................................................................. 168

Tabelle 3.12: Kosten der Luft-Zugabe (Brennwertanpassung)...................................... 169

Tabelle 3.13: Verdichtungskosten ................................................................................ 170

Tabelle 3.14: Gesamtkostenübersicht Modellfall 1 (BG-N-PSA-H-I): Erdgas-H mit LPG-Zugabe...................................................................... 172

Tabelle 3.15: Gesamtkostenübersicht Modellfall 1 (BG-N-DWW-H-I): Erdgas-H mit LPG-Zugabe...................................................................... 173

Tabelle 3.16: Gesamtkostenübersicht Modellfall 2 (BG-N-PSA-H-II): Erdgas-H (ohne LPG-Zugabe) ................................................................ 174

Tabelle 3.17: Gesamtkostenübersicht Modellfall 2 (BG-N-DWW-H-II): Erdgas-H (ohne LPG-Zugabe) ................................................................ 175

Tabelle 3.18: Gesamtkostenübersicht Modellfall 3 (BG-N-PSA-L): Erdgas-L................ 176

Tabelle 3.19: Gesamtkostenübersicht für Modellfall 3 (BG-N-DWW-L): Erdgas-L mittels DWW............................................................................ 177

Tabelle 3.20: Gesamtkostenübersicht für Modellfall 4 (BG-N-Z): Zusatzgas ................. 178

Tabelle 3.21: Zusammenfassende Kostenübersicht: Investitionskosten und laufende Kosten über alle Modellfälle der Biogasaufbereitung (NaWaRo-Biogasanlage) ................................... 179

Tabelle 3.22: Zusammenfassende Kostenübersicht: Spezifische Kosten über alle Modellfälle der Biogasaufbereitung (NaWaRo-Biogasanlage) ................. 180

Tabelle 3.23: Zusammenfassende Kostenübersicht: Spezifische Kosten über alle Modellfälle der Biogasaufbereitung (NaWaRo-Biogasanlage) ................. 181

Tabelle 3.24: Zusammenfassende Kostenübersicht: Investitionskosten und laufende Kosten über alle Modellfälle der Biogasaufbereitung (Gülle-Biogasanlage) ......................................... 187

Tabelle 3.25: Zusammenfassende Kostenübersicht: Spezifische Kosten über alle Modellfälle der Biogasaufbereitung (Gülle-Biogasanlage) ....................... 188

Tabelle 3.26: Modellfall 5 (SG-H-I): Kosten Synthesegasaufbereitung zu Erdgas-H (mit LPG-Zugabe) ................................................................................... 197

Tabelle 3.27: Modellfall 6 (SG-H-II): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu Erdgas-H (ohne LPG-Zugabe)............................................................ 198

Tabelle 3.28: Modellfall 7 (SG-L): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu Erdgas-L ............................................................................................ 199


Tabelle 3.29: Modellfall 8a (SG-M-a): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu methanhaltigem Zusatzgas ................................................................ 200

Tabelle 3.30: Modellfall 8b (SG-M-b): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu methanhaltigem Zusatzgas ................................................................ 201

Tabelle 3.31: Modellfall 9a (SG-Z-a): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (Synthesegas, keine Methanisierung) ............................... 203

Tabelle 3.32: Modellfall 9b (SG-Z-b): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (Synthesegas, keine Methanisierung) ............................... 204

Tabelle 3.33: Gesamtübersicht – Investitionskosten und laufende Kosten der Synthesegaserzeugung und Aufbereitung............................................... 205

Tabelle 3.34: Übersicht über erzeugte Produktgasmengen, Einspeiseleistungen und spezifische Gaserzeugungs- und aufbereitungskosten..................... 205

Tabelle 4.1: Biogaspotenzial in TJ/a unter Berücksichtigung von Biomassetransportrestriktionen............................................................... 212

Tabelle 4.2: Technisches Biogaspotenzial in kWh bzw. Nm pro Jahr oder Tag ......... 213

Tabelle 4.3: Erdgasjahresabgabe an Endverbraucher, minimale Abgabe an Endverbraucher an einem durchschnittlichen Sommertag, kumulierte Netzkapazität in Mio. kWh/a (Hochrechnung) ........................ 217

Tabelle 4.4: Gegenüberstellung minimale Erdgasabgabe an einem Sommertag (Sommergrundlast) und Gaseinspeisepotenzial aus biochemischer Gaserzeugung nach Abzug von Transportrestriktionen, Betrachtung Bundesländer.......................................................................................... 219

Tabelle 4.5: Gegenüberstellung minimale Erdgasabgabe an einem Sommertag (Sommergrundlast) unter Beachtung möglicher Tageslastgang- szenarien und Gaseinspeisepotenzial aus biochemischer Gaserzeugung nach Abzug von Transportrestriktionen........................... 220

Tabelle 4.6: Übersicht über zulässige Zumischraten definierter Zusatzgase............... 222

Tabelle 4.7: Zusatzgas-Beimischung in ein Grundgas mit Erdgas-H (GUS) Qualität, ohne Berücksichtigung Tageslastgang.................................................... 223

Tabelle 4.8: Zusatzgas-Beimischung in ein Grundgas mit Erdgas-H (GUS) Qualität, mit Berücksichtigung Tageslastgang 0,4 ................................................. 224

Tabelle 4.9: Zusatzgas-Beimischung in ein Grundgas mit Erdgas-H (GUS) Qualität, mit Berücksichtigung Tageslastgang 0,8 ................................................. 225


1 Gaserzeugung durch thermochemische Vergasung

1.1 Geschichtliche Entwicklung

Die Ursprünge der Vergasung liegen in der traditionsreichen Erzeugung von Stadtgas und Synthesegas aus Kohle, die mit Beginn des 20. Jahrhunderts eingeführt wurde und die bis in die Mitte der 50er Jahre reichte, bevor mineralölstämmige Rohstoffe in zunehmendem Maße preiswert verfügbar wurden. Prototyp der großtechnischen Festbrennstoffvergaser war der sogenannte Winkler-Vergaser, ein Vorläufer heutiger Wirbelschichtvergaser. In den rohstoff-knappen 30er und 40er Jahren erlebte die Technik der Holzvergasung eine zwischenzeitli-che Blütezeit. Der von Georg Imbert eingeführte Festbettvergaser wurde in beachtlicher Stückzahl zum Antrieb von Kraftfahrzeugen eingesetzt. Allein die Fa. Imbert baute bis 1945 rund 500.000 Stück.

Abbildung 1.1: Schema des Imbert-Holzvergasers (um 1940)

Mit der immer stärkeren Begründung der Industriegesellschaften auf Rohstoffe aus Erdöl und Erdgas verlor die Gaserzeugung aus Festbrennstoffen ihre Bedeutung. Ausnahmen bildeten Staaten, denen der Zugang zu diesen Rohstoffen verwehrt war. So besitzt die Gaserzeu-gung aus Kohle zum Zweck der Treibstoffgewinnung in Südafrika bis heute eine große wirt-schaftliche Bedeutung.

Bemühungen der jüngeren Vergangenheit, die fast in Vergessenheit geratenen Vergasungs-kenntnisse früherer Zeiten zu reaktivieren, standen unter einer neuen Zielrichtung. Motiviert durch geänderte energie- und umweltpolitische Rahmenbedingungen gewannen Aspekte der Effizienzsteigerung, der Ressourcenschonung, des Klimaschutzes und der Nachhaltigkeit an Bedeutung. In diesen Kontext ist auch die seit gut einem Jahrzehnt in Deutschland wieder verstärkte FuE-Tätigkeit auf dem Gebiet der Biomassevergasung zu stellen.


1.2 Grundlagen der Vergasung

Bei der Vergasung handelt es sich um eine thermochemische Stoffumwandlung fester oder flüssiger Kohlenstoffträger bei höheren Temperaturen (600-900 °C) mit einem zumeist sau-erstoff- und/oder dampfhaltigen Vergasungsmittel im unterstöchiometrischen Verhältnis.

Die thermochemische Umwandlung des festen Brennstoffes Biomasse vollzieht sich im Ver-gaser in den Schritten Trocknung, Entgasung/Thermolyse, Oxidation und Vergasung. Dabei treten im Wesentlichen die folgenden chemischen Reaktionen auf, die je nach Verfahrens-prinzip teilweise simultan ablaufen:

1. Bei der Trocknung und anschließenden Thermolyse der Brennstoffpartikel (ca. 75 - 80 % Flüchtige) werden die flüchtigen Bestandteile (als CO, CO2, H2O, H2 und KW) freigesetzt.

2. Die gebildeten gas- bzw. dampfförmigen Stoffe reagieren in homogenen Gasphasen-reaktionen weiter.

3. Der bei der Thermolyse gebildete Koks (Kohlenstoff) reagiert in heterogenen Gas-Feststoff-Reaktionen mit den gasförmigen Komponenten (Reaktion mit O2, CO, H2O etc.).

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 O2 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 H2 RH° 298 = + 247 kJ/mol Trockene ReformierungCH4 + H2O CO + 3 H2 RH° 298 = + 206 kJ/mol Steam Reforming

C + 2O1

2CO12

CO 2

2 +RH° 298 = - 393 kJ/mol

(für = 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.

Abbildung 1.2: Homogene und heterogene chemische Reaktionen bei der Vergasung von Biomasse

Bei den wichtigsten chemischen Umwandlungen handelt es sich um ausgeprägte Gleichge-wichtsreaktionen. Die Kenntnis der Gleichgewichtslage in Abhängigkeit von der Temperatur sowie Informationen über die Kinetik der Reaktionen ist für das grundlegende Verständnis der ablaufenden Vorgänge von großer Bedeutung.

An den unter üblichen Reaktionsbedingungen bei der Vergasung auftretenden chemischen Umwandlungen sind sowohl exotherme (wärmefreisetzende) als auch endotherme (wärme-verzehrende) Reaktionen beteiligt. Der Wärmehaushalt des Reaktionssystems wird wesent-lich von zwei Faktoren bestimmt: vom Wassergehalt der Biomasse und vom gewählten Ver-gasungsmittel (vom Oxidations- bzw. Reduktionspotenzial).


CO + ?O2 CO2

(2.6)

CH4 + H2O 2CO + 2H2 (2.8)

CO + H2O CO2 + H2

(2.5)

CH4 + H2O CO + 3H2 (2.9)

C + CO2 2CO(2.11)

C + H2O CO + H2

(2.12)

C + 2H2 CH4 (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

log1

0K

Abbildung 1.3: Temperaturabhängigkeit der wichtigsten Gleichgewichtsreaktionen bei der atmosphärischen

Vergasung

Hinsichtlich der Betriebsweise der Vergasung werden zwei grundlegende Arten unterschie-den:

a) Autotherme Betriebsweise: Das Reaktionssystem erhält sich durch ausgeglichene Energiebilanz der exothermen und endothermen Reaktionen selbst. Bei gegebenem Vergasungsmittel und Wasser-gehalt entspricht dieser Betriebspunkt einem bestimmten Massenverhältnis von Verga-sungsmittel zu Brennstoff. Kennzeichnend für den Betriebspunkt ist bei luftgeblasenen Vergasern das sog. Luftverhältnis (oder Luftzahl, ), d.h. das Verhältnis der Luftmenge, zur der für eine exakt stöchiometrische Verbrennung ( = 1) benötigten Luftmenge. Luftgeblasene Vergaser arbeiten meist autotherm bei einem Luftverhältnis von 0,3 - 0,4.

b) Allotherme Betriebsweise: Bei der allothermen Betriebsweise, z. B. Wasserdampfvergasung, überwiegen die en-dothermen Stoffumwandlungen, so dass das Reaktionssystem eine externe Wärme-quelle benötigt, um die Gesamtreaktion aufrecht zu erhalten.

Beide Betriebsweisen besitzen Vor- und Nachteile, so dass eine optimale Auswahl anhand des Verfahrenszweckes, d.h. anhand der Gasverwendung zu treffen ist. Die luftgeblasene autotherme Vergasung ist die kostengünstigste und technisch einfachste Form, liefert aber


aufgrund des hohen Stickstoffballasts nur niedrige Gasheizwerte. Die Vergasung mit reinem Sauerstoff ist diesbzgl. zwar günstiger, allerdings sind die mit einer Sauerstoffbereitstellung verbundenen Kosten nur bei großen Anlagen vertretbar. Die allotherme Vergasung mit Was-serdampf liefert hohe Gasheizwerte, ist aber infolge der notwendigen externen Wärmeein-kopplung technisch deutlich aufwändiger und anspruchsvoller. Vergasungsmittelmischungen wie Dampf / Sauerstoff, Dampf / Luft, CO2 / Sauerstoff etc. sind ebenfalls denkbar. Hierbei gilt für das Kosten / Nutzen-Verhältnis entsprechendes.

Die eingesetzte Biomasse (Waldholz) setzt sich in grober Vereinfachung aus 20-60 Gew.-% Wasser, 1-5 Gew.-% (wasserfrei) Asche (Mineralien) und einem hohen Gehalt an flüchtigen Komponenten zusammen. Der wasser- und aschefreie Brennstoff besteht in erster Näherung aus 47 Gew.-% Kohlenstoff, 5 Gew.-% Wasserstoff, 45 Gew.-% Sauerstoff und den Minor-komponenten S, N, Cl.

Bei der Vergasung entsteht daraus je nach Einsatzstoff und Verfahrensweise ein brennbares Gas mit mehr oder weniger gutem Heizwert. Bei Biomassen reicht die Spanne der in einem Vergasungsschritt erzielbaren unteren Gasheizwerte bis etwa 12 MJ/m3 (i.N., tr.) bzw. 3,33 kWh/ m3 (i.N., tr.), vornehmlich bestimmt durch die brennbaren Hauptbestandteile das Gases Wasserstoff, Kohlenmonoxid und Methan.

Spuren an C2-Gasen und höhermolekularen Nebenprodukten sind meist nicht zu vermeiden. Letztere umfassen im Wesentlichen die sogenannten Teere, die je nach Vergasungsverfah-ren und Fahrweise von wenigen hundert bis zu einigen zehntausend Milligramm im Normku-bikmeter Gas enthalten sein können. In der chemischen Zusammensetzung dieser meist unerwünschten Nebenprodukte dominieren – oft unter hunderten nachweisbarer Einzelver-bindungen – die mono- und polyzyklischen Aromaten, die gleichsam auch die Aufarbeitung des Gases schwierig bzw. aufwändig gestalten können. Aufgrund der physikalischen Eigen-schaften und Konzentrationen der teerartigen Nebenprodukte liegen diese nur bei hohen Temperaturen (> 500 °C) mit Sicherheit dampfförmig vor und neigen bei niedrigeren Tempe-raturen, die in der Abfolge der weiteren Prozessschritte zumeist unumgänglich sind, zu Kon-densation bzw. Resublimation mit der Konsequenz von Verkrustungen oder Ablagerungen.

Hinsichtlich der in der Biomasse enthaltenen Minorkomponenten gilt, dass – im Gegensatz zu Verbrennungsprozessen – die reduzierende Atmosphäre der Vergasung vorzugsweise zu reduzierten Verbindungen der Elemente im Rohgas führt: S H2S und COS; N NH3; Cl HCl.

1.3 Vergasungsverfahren

Hinsichtlich der technischen Verfahren zur Vergasung kann grundsätzlich unterschieden werden nach der Vergasung in gravimetrisch bewegter Brennstoffschüttung (Festbett bzw. Wanderbett, Drehrohr) oder Vergasung in fluidisiertem Zustand (Wirbelschicht, Flugstrom). Hinsichtlich des Betriebsdruckes ist bei allen Verfahren prinzipiell auch der Überdruckbetrieb denkbar, sofern es gelingt, die Abdichtung gegen Atmosphäre und die Einschleusung der Biomasse technisch zu lösen. Bei einem Einsatz von Biomassen ist in der Praxis die Druck-vergasung bisher nur bei großen Wirbelschicht- und Flugstromvergasern realisiert worden.


T r o c k n u n g s z o n e

P y r o l y s e z o n e

R e d u k t i o n s z o n e

O x i d a t i o n s z o n e

W i r b e l b e t t

F r e e b o a r d

G a s B r e n n -

s t o f f

L u f t A s c h e

G e g e n s t r o m

Brenn-stoff

Luft

Gas Asche

Gleichstrom

G a s

A s c h e

B r e n n -

s t o f f

V e r g . -

m i t t e l

StationäreWirbelschicht

Brenn-stoff

G a s

A s c h e

V e r g . -

m i t t e l

ZirkulierendeWirbelschicht

Bewegtes Brennstoff-festbett / Wanderbett

Fluidisiertes Brennstoffbett

(gravimetrische Brennstoffbewegung)

Flugstrom

Asche/Schlacke

Gas

Verg.-mittel

Brennstoff

Flugstromwolke

Drehrohr(Pyrolyse)

Brenn-stoff

Koks/Asche

Gas

Abbildung 1.4: Schematische Darstellung unterschiedlicher Reaktorgrundprinzipien

Festbettvergaser sind im Prinzip senkrecht stehende Schachtreaktoren, in denen sich der Brennstoff als Schüttung von oben nach unten bewegt, während die Schüttung vom Verga-sungsmittel mit relativ geringer Gasgeschwindigkeit durchströmt wird. Die Festbettreaktoren zeichnen sich durch ausgeprägte, in axialer Richtung aufeinander folgende Temperatur- und Reaktionszonen aus. Die Unterscheidung der verschiedenen Varianten von Festbettverga-sern erfolgt anhand der Richtung der Stoffströme. Die Bezeichnungen aufsteigende Verga-sung bzw. Gegenstrom sowie absteigende Vergasung bzw. Gleichstrom kennzeichnen die Bewegungsrichtung der Gasphase relativ zur nach unten wandernden Schüttung.

Im Festbett-Gegenstromvergaser sind die Richtungen der Brennstoff- und Gasströme ent-gegengesetzt. Der Brennstoff wird vorwiegend am Reaktorkopf über ein Schleusensystem chargenweise aufgegeben und wandert entsprechend des Fortschreitens der chemischen Reaktionen nach unten. Die Zufuhr des Vergasungsmittels erfolgt von unten, wobei der Rost neben seiner Tragfunktion für das Brennstoffbett gleichzeitig als Verteilerboden dient. Es werden vom Brennstoff nacheinander verschiedene Zonen der Vergasung durchlaufen (ver-gleiche Abbildung 1.4). Der Ascheaustrag erfolgt nach unten über den Rostboden. An das Einsatzmaterial werden bezüglich Wassergehalt und Stückigkeit keine besonderen Anforde-rungen gestellt. Der Einsatz von Brennstoffen mit einem Wassergehalt von bis zu 50-60 Gew.-% ist möglich, da die Wärme des Gases beim Durchströmen des frischen Brenn-stoffes an diesen übertragen wird. Eine Vorwärmung des Vergasungsmittels erfolgt durch die Ascheschicht. Das Produktgas tritt relativ kalt aus dem Vergasungsreaktor aus. Das Rohgas weist einen sehr hohen Gehalt an Teeren auf, da die in der Reduktionszone gebildeten Gase


nach oben durch die Pyrolyse- und Trocknungszone strömen und kurz vor dem Verlassen des Vergasers große Mengen primärer Pyrolyseprodukte aufnehmen. Der Ausbrand bzw. Kohlenstoffumsatzgrad ist dagegen bei diesem Typ ausgezeichnet, da die Asche am Rost mit frischem Vergasungsmittel, d. h. mit dem maximalem Oxidationspotenzial in Kontakt kommt.

Im Festbett-Gleichstromvergaser sind die Bewegungen des Brennstoffes und des Gases gleichgerichtet. Auch hier stellen sich ausgeprägte Reaktionszonen im Vergaser ein. Die Zufuhr der Verbrennungsluft erfolgt meist im unteren Drittel des Reaktors in einem verengten Querschnitt. In diesem Kehlenbereich bildet sich eine Oxidationszone mit hohen Temperatu-ren. Unterhalb dieser Zone befindet sich ein Holzkohlebett, welches die Reduktionszone bil-det. Der Ascheaustrag erfolgt nach unten über den Rostboden. Bei der Gleichstromverga-sung durchlaufen alle Pyrolyseprodukte die Oxidations- und Reduktionszone, wodurch, die Ausbildung einer homogenen Oxidationszone vorausgesetzt, ein teerarmes Produktgas er-zeugt wird. Gleichstromvergaser stellen deutlich erhöhte Anforderungen an die Brennstoff-beschaffenheit. Es können nur gleichmäßige und grobstückige Partikel mit einem Wasserge-halt von bis zu 20 Gew.-% eingesetzt werden. Der Ausbrand ist in der Regel unvollständig.

Bei Sonderformen wie dem Festbett-Querstromvergaser wird das Vergasungsmittel quer zur Richtung des Brennstoffmassenstromes geführt. Der Vergasungsreaktor kann sowohl in senkrechter als auch in waagerecht liegender Position ausgeführt werden. Die Gesamtver-weilzeit der Gase im Reaktor ist aufgrund des Verfahrensprinzips relativ kurz, wodurch ein stark teerhaltiges Synthesegas erzeugt wird, dessen Zusammensetzung aufgrund der nicht gleichbleibenden Lage der einzelnen Reaktionszonen deutlich schwanken kann. Aufgrund des hohen Teergehaltes der Synthesegase wird der Querstromvergaser hauptsächlich zur Vergasung von Holzkohle eingesetzt.

Das Drehrohr (und Varianten davon) sei der Vollständigkeit aufgeführt, wenngleich dieses Reaktorprinzip eher bei der klassischen Pyrolyse zum Einsatz kommt. Für eine Vergasung wäre eine spezielle Drehbauform prinzipiell denkbar, stellt aber für Biomassen nicht unbe-dingt die Methode der Wahl dar.

Wirbelschichtvergaser bestehen aus einem aufrecht stehenden (bzw. hängenden) Reakti-onsraum, der mit einem sandartigen Wirbelmaterial als Wärmeträger befüllt ist, welches von unten durch einen Düsenboden vom Vergasungsmittel angeströmt wird. Der Brennstoff wird feinstückig (Abmessungen < 50 mm) oberhalb des Düsenbodens kontinuierlich eingebracht. Die Strömungsgeschwindigkeit ist dabei hoch genug, um das Wirbelmaterial im Vergaser zu fluidisieren, d. h. in Schwebezustand zu versetzen, wobei sich der Zustand einer stationären

Wirbelschicht einstellt.

Mit zunehmender Gasgeschwindigkeit expandiert die Wirbelschicht und es können Feststoff-partikel mit dem Gasstrom ausgetragen werden, in einem Zyklon vom Gasstrom getrennt und über eine Rückführleitung wieder in den Vergasungsreaktor rückgespeist werden. Die-ses Prinzip wird als zirkulierende Wirbelschicht bezeichnet. Das Wirbelschichtprinzip zeich-net sich durch hohe Flexibilität und Betriebszuverlässigkeit aus. Durch den intensiven Kon-takt der Reaktanden mit dem wirbelnden sandartigen Wärmeträger im Inneren des Reakti-onsraumes werden sehr gute Wärme- und Stoffaustauschbedingungen geschaffen. Zusätz-lich besteht eine gute Möglichkeit für die Zumischung von Additiven. Je nach Anwendungsfall


kann die verfahrensbedingt hohe Partikelbeladung des erzeugten Gases einen Nachteil dar-stellen.

Die Vergasungstemperatur ist begrenzt durch das Ascheschmelzverhalten der eingesetzten Brennstoffe und liegt typischerweise im Bereich um 850 – 900 °C. Die Wirbelschichtverga-sung kann für verschiedene Vergasungsmittel und für Druckbetrieb konzipiert werden.

Die Verfahren der Flugstromvergasung erfordern sehr kleine Brennstoffpartikel, um bei kurzer Reaktionszeit einen vollständigen Umsatz der Partikel im Gasstrom zu gewährleisten. Im Gegensatz zu Kohle eignet sich unvorbehandelte Biomasse nicht für die Flugstromverga-sung. Zum einem ist die Aufmahlung zu Pulver und dessen Handhabung in der Praxis zu aufwändig. Darüber hinaus erlaubt der hohe Flüchtigengehalt kaum eine Reaktorauslegung, die dem unterschiedlichen Reaktionsverhalten von Flüchtigen und Kokspartikeln gleicher-maßen gerecht wird. Verbreitet ist die Suspendierung des Brennstoffes als Slurry, um die Einsatzstoffe dosierbar zu machen. Im Falle einer Druckvergasung ist die Pumpbarkeit des Brennstoffes aus Gründen der Abdichtung und Dosierkonstanz zwingend erforderlich. Der Brennstoff wird bei Temperaturen von typischerweise über 1200 °C auf- oder abströmend mit dem Vergasungsmittel durch einen Brenner in den Vergaser geblasen, wobei nahezu alle organischen Produkte gespalten werden. Der Aufwand für die Bereitstellung einer geforder-ten Teilchengröße in der Vorbereitung entscheidet über die Brauchbarkeit eines Einsatzstof-fes. Die zumeist geschmolzene Asche wird als Schlacke ausgetragen. Aufgrund der sehr hohen Leistungsdichte und der Möglichkeit des Druckbetriebes eignen sich Flugstromverga-ser am besten für größte Leistungen.

1.4 Vorauswahl und Bewertung geeigneter Biomassevergasungsverfahren zur

Erdgaserzeugung aus Biomasse

Die vor allem in Deutschland auf dem Gebiet der Biomassevergasung forcierte Entwicklung hat zu einer schier unüberschaubaren Anzahl von Einzelentwicklungen geführt. Zumeist handelt es sich um Festbettvergaser (Gleichstrom, Gegenstrom, Querstrom, Doppelfeuer etc.) kleinerer Leistung (oft unter 1 MW Feuerungswärmeleistung, FWL), die im Grundsatz auf den bekannten Prinzipien beruhen und zum Teil mit technischen Modifikationen die eine oder andere Zielrichtung zu erreichen hoffen. Nur sehr wenige dieser Entwicklungen haben Anwendungsreife erreicht und erfüllen übliche Anforderungen hinsichtlich Verfügbarkeit oder technischer Ausstattung. Generell gilt, dass die Festbettvergaser für Biomasse allesamt luft-geblasene Vergaser darstellen und infolgedessen nur Schwachgase mit niedrigem Heizwert und hohem Inertgasanteil (alleine 40-50 Vol.-% N2) hervorbringen.

Verfahren der Thermolyse bzw. Pyrolyse werden hier nicht gesondert betrachtet, weil die „klassische“ Pyrolyse keinen vollständigen Umsatz zu Gas sondern eher zu Pyrokoks an-strebt. Sofern solche Verfahren relevant sind, die eine pyrolytische Stufe beinhalten, werden die pyrolytischen Zwischenprodukte anschließend ohnehin in einer weiteren Stufe vergast. Diese Verfahren können daher auch im Rahmen der Betrachtung von Vergasungsverfahren (mehrstufig) bewertet werden.

Flugstromvergaser eignen sich für große bis sehr große Leistungen, sind aber verfahrens-bedingt für reine Biomassen ungeeignet, sofern nicht eine Vorstufe (Pyrolyse) vorgeschaltet ist. Beispiele für die Anwendung der Flugstromvergasung sind das CarboV-Verfahren oder das vom Forschungszentrum Karlsruhe (FZK) gemeinsam mit Future Energy (Freiberg) ver-tretene Konzept. Vorteilhaft an der Flugstromvergasung ist, dass derartige Vergaser als rela-tiv große Einheiten tatsächlich existieren und verfügbar sind und zudem auch unter Druck betrieben werden (können). Als Nachteil ist zu werten, dass ein geeigneter Brennstoff zu-nächst einmal aus der Biomasse hergestellt werden muss, was erstens mit technischem


Aufwand und Kosten verbunden ist und zum zweiten in der Praxis noch nicht ausreichend erprobt ist.

Das CarboV-Verfahren mit einer Art vorgeschalteter Drehrohrpyrolyse vor der Flugstromver-gasung erscheint technisch sehr aussichtsreich, existiert jedoch bisher nur als Versuchsan-lage. Der erreichte Maßstab und die Betriebsstunden sind noch nicht hoch genug. Das vom FZK vorgeschlagene Verfahren hat derzeit eher noch Konzeptcharakter und ist noch nicht großtechnischen Maßstab und vollumfänglich praktisch erprobt worden. Das Konzept sieht vor, Biomassen (auch aus technischen Gründen vornehmlich halmgutartige Biomassen) de-zentral in besonderen Flashpyrolysatoren umzuwandeln und als leicht transportierbare und zwischenspeicherbare Koks/Öl-Slurries einer zentralen Flugstromvergasung zuzuführen (vorhanden und erprobt bei Future Energy in Freiberg).

Eine weitere Hauptgruppe stellen die Vergasungsverfahren dar, die auf dem Wirbelschicht-prinzip beruhen. Wirbelschichtvergaser sind weltweit in mittleren bis großen Leistungen für die verschiedensten Brennstoffe, darunter auch Biomassen, bereits vielfach realisiert wor-den. Es werden die Hauptformen der blasenbildenden bzw. stationären Wirbelschicht (SWS) und der zirkulierenden Wirbelschicht (ZWS) unterschieden. Da für den reinen Vergasungs-schritt von Biomasse das Wirbelschichtprinzip Stand der Technik ist, werden derartige Ver-fahren zeitnah als die aussichtsreichsten für die Gaserzeugung angesehen. Herauszuhe-bende und belastbare Praxisbeispiele sind die Demonstrationsanlagen in Värnamo / Schwe-den (ZWS, 18 MW FWL, luftgeblasen, 18 bar) und in Güssing / Österreich (SWS, 8 MW FWL, Dampfvergasung, atmosphärisch).

Die im Rahmen der vorliegenden Studie berücksichtigten technischen Verfahren zur Gaser-zeugung unterliegen bestimmten Restriktionen, die von der anvisierten Aufarbeitung und Nutzung als synthetisches Erdgas auferlegt werden. Daraus lassen sich die folgenden Aus-

wahlkriterien für die Studie formulieren:

I. Mit Blick auf den hohen Aufwand in der nachfolgenden Aufarbeitung sollte die vom Vergaser gelieferte Gasqualität (vordringlich im Sinne von Heizwert) möglichst hoch sein.

II. Der notwendige technische Aufwand für die Aufarbeitung des Rohgases verlangt aus Gründen der „economy of scale“ möglichst große Anlagen. Die realisierbare Anla-genkapazität bzw. Leistung muss sich dabei orientieren an:

a) der Versorgung mit Biomasse (Verfügbarkeit, Logistik, Kosten);

b) der Eignung des technischen Verfahrens für die sich aus a) ergebende Leis-tungsgröße.

III. Die ausgewählten technischen Verfahren sollten „verfügbar“, d.h. einsatzfähig sein. Dies erfordert, dass die Verfahren mindestens eine gewisse Entwicklungsreife auf-weisen müssen und in Gestalt entsprechender technischer Anlagen ihre Funktion und Tauglichkeit nachprüfbar erwiesen haben.

Unter Berücksichtigung dieser Kriterien sind die Festbettvergaser im Rahmen der Studie praktisch auszuklammern, da sie die Kriterien I. und II. nicht erfüllen können und das Kriteri-um III. nur von den wenigsten erfüllt wird. Die Flugstromvergasungsverfahren sind zwar für die großtechnische Gaserzeugung und für große Leistungen prinzipiell geeignet und deshalb künftig am vielversprechendsten, doch fehlen bislang belastbare Daten von ausgeführten Dauerbetriebsanlagen (Kriterium III.). Eine aussagekräftige Bewertung kann daher hier im Rahmen dieser Studie nicht erfolgen. Gegenwärtig bieten ausgeführte Wirbelschichtvergaser


die beste Datengrundlage. Insbesondere das in Güssing/Österreich im Demonstrationsmaß-stab realisierte Verfahren bietet sich hierfür an, da es als Dampfvergasung konzipiert ist und bereits beste Voraussetzungen in Hinblick auf die notwendige Gasaufbereitung besitzt.

Der Vollständigkeit halber wird nachfolgend zunächst ein typisches Festbettvergasungsver-fahren beispielhaft beschrieben und charakterisiert. Ausgewählt wurde hierfür das Mother-

mik-Verfahren, da es als funktionierendes Verfahren angesehen werden kann und als eines der wenigsten die kommerzielle Einsatzreife nahezu erreicht hat (Kriterium III.). Einsträngig beträgt die Anlagenleistung 0,9 MW FWL (entspricht 190 kg/h Holzhackschnitzel). Wie bei praktisch allen vergleichbaren Verfahren ist auch hier die gasmotorische Verstromung des Produktgases der angestrebte Zweck (vgl. Abbildung 1.5). Es beinhaltet eine luftgeblasene Vergasung; der Gasheizwert liegt im Bereich Hi,n = 4,5 - 5,5 MJ/Nm3 bzw. 1,25 - 1,53 kWh/Nm3.

Abbildung 1.5: Verfahrensschema des Mothermik-Verfahrens

Bei der zentralen Komponente Vergaser handelt es sich um einen Gleichstromvergaser, der ausschließlich für Holzhackschnitzel konzipiert und ausgelegt ist. Die Besonderheit an dem Verfahren ist, dass der Brennstoff vor Eintritt in den Vergaser mit BHKW-Abwärme wesent-lich stärker vorgetrocknet wird (auf ca. 5-6 %) als es für die Chemie der Vergasung erforder-lich wäre. Auf diese Weise entsteht schon vor dem Vergaser eine Wassersenke und das bei der Vergasung entstehende Reaktionswasser kann größtenteils im Kreis geführt werden. Dadurch, dass Wasser in Form „sauberer“ Trocknerbrüden aus dem Prozess ausgeschleust wird, wird es möglich, das mit Kondensat und Teer in Kontakt gebrachte, kontaminierte Was-ser im Prozess zu halten und dieses Wasser nicht ausschleusen zu müssen. Das Rohgas aus dem Vergaser wird mit dem Kreislaufwasser abgespritzt (Wasserquenche zur Gasküh-lung), geht anschließend durch eine Hackschnitzel-Schüttung als Vorfilter, bevor eine nach-folgende "Endreinigungsstufe" nach dem Prinzip einer Ionisierung (Art von Elektrofilter-Teerabtrennung) die Teere aus dem Gas abscheidet. Nach Firmeninformation beträgt die störungsfreie Betriebszeit bislang über 5.000 Stunden.

Es ist zu betonen, dass das hier beispielhaft vorgestellte Mothermik-Verfahren in erster Linie zur Strom- und Wärmeerzeugung aus Biomasse konzipiert wurde. Wie bei den meisten ver-gleichbaren Verfahren ist auch hier die eigentliche Gaserzeugung in eine speziell auf den


Verfahrenszweck ausgerichtete Prozesskette eingebettet, die als herausgelöste stand-alone-Komponente nicht uneingeschränkt auf andere Applikationen übertragbar wäre. Im vorlie-genden Fall ist es die BHKW-Abwärme, die für die Brennstofftrocknung und Aufrechterhal-tung des Wasserkreislaufes benötigt wird, bei anderen Verfahren sind es oft andere verfah-renstechnische Verknüpfungen.

Daraus und aus der Tatsache, dass praktische alle Verfahren mit Festbettvergasung die o-ben genannten Kriterien höchst unzureichend erfüllen, wird deutlich, dass hier für die Erzeu-gung von Erdgas-Austauschgas keine Lösung zu finden ist.

Ein existierendes technisches Verfahren, welches den Anforderungen aus gegenwärtiger Sicht am besten entspricht, ist das als FICFBG-Verfahren (fast internal circulating fluidized bed gasification) bezeichnete und in der Demonstrationsanlage Güssing realisierte al-lotherme Wirbelschichtverfahren zur Vergasung von Biomasse (siehe Abbildung 1.6).

Abbildung 1.6: Verfahrensschema des FICFBG-Verfahrens (Güssing, Österreich)

Die in Güssing/Österreich installierte Biomassevergasung wurde von der Fa. Repotec (ehe-mals Austrian Energy Energietechnik) in Zusammenarbeit mit der Technischen Universität Wien entwickelt. Betreiber der 2001 in Betrieb genommenen Vergasungsanlage ist die Bio-masse Kraftwerk Güssing GmbH & Co. KG. In der Anlage mit rund 8 MW Feuerungswärme-leistung werden aus stündlich 1.760 kg Holzschnitzel 2 MW Strom und 4,5 MW Fernwärme erzeugt.

Die Demonstrationsanlage in Güssing besteht aus einer Dampf-Vergasung mittels stationä-rer Wirbelschicht, einer indirekten Gaskühlung, einer Gasreinigung, einem Gasmotor zur Holzgasverstromung, sowie aus einem Restwärmenutzer. In dem Wirbelschicht-Dampf-Vergaser wird die Biomasse bei etwa 850 °C unter Zuführung von niedriggespanntem Was-serdampf (ca. 1,0 barÜ) bei atmosphärischem Druck vergast. Durch die Verwendung von Wasserdampf anstelle von Luft als Vergasermedium entsteht ein stickstoffarmes Produktgas mit relativ hohem Heizwert. Ein Teil des verbleibenden Kokses wird über das umlaufende Bettmaterial, das als Wärmeträger fungiert, in einen Verbrennungsteil, der als zirkulierende Wirbelschicht ausgeführt ist, transportiert und dort verbrannt. Mit der bei der Verbrennung an das Bettmaterial abgegebenen Wärme wird die Vergasungsreaktion aufrecht erhalten. Das


gekühlte und mit Bioöl (RME) gewaschene Gas gelangt an den Gasmotor, der die chemi-sche Energie des Produktgases in elektrische Energie umwandelt. Das erzeugte Produktgas hat folgende typische Zusammensetzung (trocken):

H2 39 Vol.-%, CO 25 Vol.-%, CO2 21 Vol.-%, CH4 10,5 Vol.-%, N2 1,6 Vol.-%, C2H4 2,3 Vol.-%, C3 - C5 0,42 Vol.-% C6 0,07 Vol.-% Teer 0,11 Vol.-%

HI,n 3,68 kWh/ Nm3 bzw. WS,n 4,83 kWh/Nm (trocken)

Im Rahmen der Studie erscheint dieses Verfahren für die Biomassevergasung und im Hin-blick auf eine Gasaufbereitung zu Erdgasqualität gegenwärtig am besten geeignet. Eine un-ter techno-ökonomischen Gesichtspunkten sinnvolle Anlagengröße könnte ausgehend von den jetzigen 8 MW FWL bei rund 25 MW FWL liegen. Es kann davon ausgegangen werden, dass die vorgenannten Daten der Gasanalyse und des Gasheizwertes beim scale-up erhal-ten bleiben. Weitere Eckdaten sind nachfolgend aufgelistet (Tabelle 1.1):

Tabelle 1.1: Technische Eckdaten des FICFBG-Vergasers in Güssing

FICFBG-Verfahren Demoanlage Betriebsanlage

Feuerungswärmeleistung kW 8.000 25.000

Brennstoffdurchsatz kg/h 1.600 6.125

Brennstoffbeschaffenheit Hackgut (20-60 mm) Hackgut (20-60 mm)

Gasvolumenstrom Nm3/h 2.000 6.250

Investitionskosten bis Flansch Rohgas-übergabe (gekühlt, entteert, entstaubt)

EUR 6.700.000

(Schätzg. nach Abzug BHKW)

11.490.000 (Schätzg. Hoch-

rechnung)


2 Aufbereitungsverfahren und Möglichkeiten

der Gasspeicherung

In den nachfolgenden Unterkapiteln werden alle relevanten Teilprozesse zur Konditionierung und Aufbereitung von fermentativem Biogas und Biomasse-Vergasungsgas für eine Einspei-sung in das bestehende Erdgasnetz unter technischen Gesichtspunkten detailliert erläutert und bewertet. Die im vorangegangenen Kapitel 1 bzw. vom Institut für Energetik, Leipzig in Band 2 behandelten Gase (Biogas und Vergasungsgas) bedingen teilweise eine sehr ver-schiedene Herangehensweise bei der Konditionierung bzw. Aufbereitung und werden daher separat erläutert.

2.1 Rohgaszusammensetzung und Definition der Einspeisegasqualitäten

In den nachfolgenden Ausführungen wird eingehend auf die maßgeblichen Randbedingun-gen für eine Beschreibung, Auslegung und Auswahl der notwendigen Gasaufbereitungsver-fahren eingegangen. Dazu werden insbesondere die Rohbiogasqualität als Ausgangsgröße zur Auslegung der Gasaufbereitungsverfahren definiert und die zu erreichenden Einspeise-gasqualitäten (zur Erreichung der Netzkonformität) festgelegt und die Auswahl begründet.

2.1.1 Zusammensetzung von Rohbiogasen aus fermentativen Prozessen – Aus-

gangsdaten zur Auslegung von Biogasaufbereitungsverfahren

Biogas aus landwirtschaftlichen Vergärungsanlagen besteht im Wesentlichen aus den Hauptkomponenten Methan und Kohlendioxid und ist vollständig wasserdampfgesättigt. Ab-hängig von der technischen Ausführung des Fermenters (Undichtigkeiten oder interne biolo-gische Entschwefelung) kann auch Stickstoff und Sauerstoff (Luft) in nennenswerten Antei-len im Biogas enthalten sein. Aufgrund der bisher ausschließlichen Nutzung in Motor-BHKW werden bei Biogasanlagen vorrangig die Konzentrationen von Methan, Kohlendioxid und Schwefelwasserstoff überwacht. In den folgenden Abbildungen sind beispielhafte Ganglinien einer Referenzanlage (mit biologischer Biogasentschwefelung) im Rheinland [Besgen 2003] über einen Zeitraum von ca. 17 Monaten dargestellt.

Die wichtigste Minorkomponente in Biogasen ist Schwefelwasserstoff, wobei die Mengen abhängig von den Eingangssubstraten unterschiedlich hoch sein können. Die Schwan-kungsbreiten für H2S können zwischen verschiedenen Biogasanlagen durchaus im Bereich zwischen 200 bis 10.000 ppmv liegen. In Abbildung 2.2 wird auch deutlich, dass die H2S-Belastung in einer Biogasanlage sehr stark schwankt; im konkreten Beispiel zwischen 200 und 1.000 ppmv. Generell kann davon ausgegangen werden, dass Biogase aus Gülleanla-gen deutlich schwefelreicher sind als Biogase aus Biogasanlagen mit NaWaRo-Substraten (NaWaRo – nachwachsende Rohstoffe). Von Einfluss auf die H2S-Belastung des Biogases ist bei Gülleanlagen auch die Trinkwasserqualität für den Tierbestand. Insofern wird bei wei-teren Betrachtungen der Gasaufbereitungsverfahren eingeschränkt auf wechselnde H2S-Schadstoffbelastung eingegangen, indem bei der Betrachtung der Entschwefelungsverfahren auch zu erwartende H2S-Maximalbelastungen mit beachtet werden.


30

40

50

60

70

80

08.2001 10.2001 12.2001 02.2002 04.2002 06.2002 08.2002 10.2002 12.2002

Me

tha

ng

eh

alt

Bio

ga

s in

Vo

l.-%

Methangehalt vor biologischer Entschwefelung

Methangehalt nach biologischer Entschwefelung

Abbildung 2.1: Methanganglinie einer Biogasanlage im Rheinland

0

200

400

600

800

1000

1200

08.2001 10.2001 12.2001 02.2002 04.2002 06.2002 08.2002 10.2002 12.2002

H2S

-Ge

ha

lt im

Bio

ga

s in

pp

mv

H2S-Gehalt vor biologischer Entschwefelung

H2S-Gehalt nach biologischer Entschwefelung

Abbildung 2.2: Schwefelwasserstoffganglinie einer Biogasanlage im Rheinland


Abhängig vom Eingangssubstrat können im Biogas auch weitere Minorkomponenten wie höhere Kohlenwasserstoffe (Toluol, Benzol oder Xylol) oder Siliziumorganika (Siloxane) nachgewiesen werden. Nachfolgende Angaben stützen sich im Wesentlichen auf Analysen des Fraunhofer-Institutes UMSICHT, Oberhausen und des Bayerischen Landesamtes für Umweltschutz, Augsburg [LFU 2005].

Die Konzentrationen an Benzol, Toluol, Ethylbenzol, Xylol und Cumol im Biogas sind sehr gering und liegen im Allgemeinen unterhalb der Nachweisgrenze von 1 mg/m . Lediglich To-luolbelastungen bis 5 mg/m können in Einzelfällen (bei Einsatz von Co-Substraten, z. B. Altfetten) nachgewiesen werden. Konzentrationen von Chlor und Fluor im Biogas liegen e-benfalls, von einzelnen Ausnahmen (Chlor bis 0,15 mg/m ) abgesehen, unterhalb der jewei-ligen Nachweisgrenze von 0,1 mg/m . Organische Schwefelkomponenten, wie Methanthiol können in sehr wenigen Ausnahmefällen in Biogasen enthalten sein. Ethanthiol ist bisher noch nicht nachgewiesen worden. Siloxane treten bei Verwendung von Lebensmittelabfällen als Kosubstrate in sehr geringen Mengen in Biogasen auf. Bisher wurden nur vereinzelt in wenigen Ausnahmefällen cyclische Siloxanverbindungen im Bereich < 5 mg/m gemessen.

Ausgehend von eigenen Analysen, Literaturangaben und in Absprache mit dem Institut für Energetik Leipzig wird für die Beschreibung und Auslegung der Biogasaufbereitungsverfah-ren sowie für die Entwicklung von Modellanlagen zur Biogasaufbereitung von folgenden Bio-gaszusammensetzungen ausgegangen (Tabelle 2.1).

Tabelle 2.1: Biogaszusammensetzung, Schwankungsbreiten und Auslegungsgrunddaten

Auslegungsgrundlage

Biogase Schwankungsbreite

Durchschnitt Gülle-BGA NaWaRo-BGA

Methan 45 – 70 % 60 % 57,0 % 53,0 %

Kohlendioxid 25 – 55 % 35 % 39,7 % 43,7 %

Stickstoff 0,01 – 5 % 1 % < 0,01 %

Sauerstoff 0,01 – 2 % 0,3 % < 0,01 %

Schwefelwasserstoff 10 – 30.000 mg/m3 500 mg/m3 3.034 mg/m3 bzw. 2.000 ppmv

organischer Schwefel < 0,1 – 30 mg/m3 < 0,1 mg/m3 vernachlässigt

Ammoniak 0,01 – 2,5 mg/m3 0,7 mg/m3 vernachlässigt

BTX < 0,1 – 5 mg/m3 < 0,1 mg/m3 vernachlässigt

Siloxane < 0,1 – 5 mg/m3 < 0,1 mg/m3 vernachlässigt

Wasserdampf

(bei 25 °C und 1.013mbar)

100 % r.F.

3,1 %

100 % r.F.

3,1 %

100 % r.F.

3,1 %

Im Rahmen dieser Studie werden zwei Referenzbiogasanlagen näher betrachtet:

eine „Gülle-Biogasanlage“ (nachfolgend auch „Gülle-BGA“ genannt), verwendete Sub-strate: 90 % Gülle und 10 % Maissilage

eine „NaWaRo-Biogasanlage“ (nachfolgend auch „NaWaRo-BGA“ genannt), verwen-dete Substrate: 10 % Gülle und 90 % Maissilage.

In den Kapiteln 3.3 bis 3.4 (Kosten der Biogasaufbereitung) wird die NaWaRo-Biogasanlage als Referenzanlage unterstellt; d.h. die spezifischen Kostenangaben beziehen sich auf die Rohbiogasqualität einer NaWaRo-Biogasanlage.

Es wird bei beiden Biogasanlagen davon ausgegangen, dass in den Fermenter keine Luft zur internen biologischen Entschwefelung eingeblasen wird und das Rohbiogas sauerstoff- und stickstofffrei an der Schnittstelle Fermenteraustritt-Eintritt Gasreinigung anliegt.


Aufgrund der sehr geringen Belastung von Biogasanlagen mit BTX (Benzol, Toluol, Xylol), Siloxanen, Ammoniak und organischen Schwefelverbindungen werden diese bei der Ausle-gung der Gasreinigungsverfahren vernachlässigt. Dafür sprechen drei Gründe: Zum einen liegen die Belastungen unterhalb der Anforderungen des DVGW-Regelwerkes, die Minor-komponenten sind in der Regel nicht im Biogas nachweisbar und schließlich können diese Minorkomponenten in den nachfolgend betrachteten Gasreinigungsverfahren mit entfernt werden, ohne dass weitere Prozessschritte erforderlich wären.

Die in Kapitel 2.2f beschriebenen Gasreinigungs- bzw. Gasaufbereitungsverfahren sind nur eingeschränkt auf andere Biogasanlagen übertragbar und sollten in jedem Fall an die kon-krete Biogaszusammensetzung bzw. die örtlichen Gegebenheiten angepasst und optimiert werden.

2.1.2 Festlegung der Einspeisegasqualitäten nach dem DVGW-Regelwerk

Entsprechend den maßgeblichen DVGW-Arbeitsblättern G260 (Stand Januar 2000), G262 (Stand November 2004) und G685 sind bei einer Einspeisung von biogenen Gasen einige Randbedingungen einzuhalten, die nachfolgend etwas detaillierter erläutert werden. Weitere DVGW- Arbeitsblätter, wie G280 oder andere Regelwerke (TA, TR, UT) sind ebenfalls zu beachten.

Das DVGW-ArbeitsblattG 260 spezifiziert die Anforderungen an Brenngase der öffentlichen Gasversorgung und regelt die Rahmenbedingungen für Gaslieferungen. Sie findet keine An-wendung in gesonderten Leitungen. Dabei werden drei Gasstandards definiert:

Brenngas Gase der öffentlichen Gasversorgung, die über ein Netz geliefert werden (Brenngasspezifikation = Netzspezifikation), Verweis auf DIN 1340

Grundgas im Versorgungsgebiet üblicherweise verteiltes Gas

Konditionierungsgas zur Einstellung brenntechnischer Kennwerte.

Des Weiteren werden für den Fall einer Gaseinspeisung zwei weitere Gasstandards defi-niert:

Zusatzgas ist in Zusammensetzung und brenntechnischen Grunddaten wesentlich verschieden zum örtlichen verteilten Grundgas und kann begrenzt zuge-mischt werden. Die Forderung nach gleichartigem Brennverhalten bestimmt die maximale Zumischung

Austauschgas ist in Zusammensetzung und in den brenntechnischen Grunddaten ver-schieden zum Grundgas, aber gleichartig im Brennverhalten wie Grundgas (bei konstantem Druck).


Brenntechnische Grunddaten sind der Brennwert HS,n, Heizwert HI,n, die relative Dichte d, der Wobbeindex WS,n bzw. der erweiterte Wobbeindex WS,e. In der öffentlichen Gasversorgung werden Brenngase mit weitgehend identischen Brenneigenschaften bestimmten Gasfamilien zu geordnet. In Deutschland sind drei Gasfamilien relevant:

1. Gasfamilie wasserstoffreiche Gase, nach Wobbe in A (Stadtgas) und B (Ferngas) un-terteilt

2. Gasfamilie methanreiche Gase, natürlich vorkommende Erdgase, synthetische Erdga-se (SNG) sowie deren Austauschgase, nach Wobbe in L und H unterteilt

3. Gasfamilie Flüssiggase nach DIN 51622.

Die Anforderungen an die genannten Gasfamilien werden in den Tabellen 2 bis 4, Kapitel 3 der DVGW-Arbeitsblatt G260 näher spezifiziert. Die wichtigsten Festlegungen betreffen den Wobbeindex, die relative Dichte und den Brennwert (innerhalb zulässiger Schwankungsbe-reiche bzw. Gesamtbereiche, Nennwerte sind festgelegt). Der Gesamtbereich (Brennwert) einer Gasfamilie darf dabei in keinem Fall überschritten, unter bestimmten Umständen aber unterschritten werden. Eine zeitlich begrenzte Unterschreitung zur Vermeidung von Versor-gungsengpässen, ist möglich bei:

Erdgas-H von unterem Wobbeindex WS,n 12,8 kWh/m auf 12,0 kWh/m

Erdgas -L von unterem Wobbeindex WS,n 10,5 kWh/m auf 10,0 kWh/m .

Die relative Dichte eines Brenngases kann bei Zumischung eines Flüssiggas/Luftgemisches als Austausch- oder Zusatzgas überschritten werden.

Hinsichtlich Gasbegleitstoffen ist der Gehalt an höheren Kohlenwasserstoffen zu begrenzen; deren mögliche Kondensation muss sicher ausgeschlossen werden können. Für Wasser gilt: die maximal zulässige relative Feuchte darf in in HD-/MD-Leitungen 60 % nicht überschrei-ten. Darüber hinaus sollte das einzuspeisende Gas möglichst trocken sein. Der maximale CO-Gehalt darf 3 % nicht überschreiten. Der Sauerstoffgehalt darf in trockenen Netzen 3 % und kurzfristig 4 % nicht überschreiten; in feuchten Gasnetzen gilt der strengere Wert von 0,5 %.

Hinsichtlich Kohlendioxid-Gehalte gibt es im DVGW-Arbeitsblatt G260 keine Vorgaben oder Einschränkungen; jedoch den Verweis auf DVGW G2621. Weitere Festlegungen hinsichtlich maximal zulässigen Schwefelgehalten, Stäuben, Nebel oder anderen Schadstoffen können den vorgenannten Tabellen entnommen werden.

In Kapitel 4 des DVGW-Arbeitsblattes G260 sind weitere Ergänzungen für die 2. Gasfamilie (Erdgase) festgelegt, welche für Erdgase gelten, die nicht die G260 erfüllen; d.h. für Zusatz- und Konditionierungsgase und Gase anderer Beschaffenheit (z. B. Biogase).

Als Konditionierungsgase sind zulässig: Luft, Stickstoff, Gase der 1. Gasfamilie (Stadtgas, Synthesegas), Erdgase anderer Beschaffenheit oder Flüssiggase. Gase der ersten Gasfami-lie müssen bezüglich Gasbegleitstoffen G 260, Tab. 2 entsprechen; des Weiteren dürfen die

1 Im DVGW-Arbeitsblatt G260 (Kapitel 3.3.5) gibt es lediglich den Hinweis auf eine durch CO2 begünstigte Korrosion und

die Empfehlung einer Gastrocknung bei höheren CO2-Gehalten im Gas sowie einen Verweis auf G262.


Anteile an CO 1 % und an Wasserstoff 12 % im Mischgas (Gaszusammensetzung nach Mi-scherstation, Mischung Grundgas mit Konditionierungsgas) nicht überschreiten. Unter Um-ständen können je nach Versorgungsgebiet und Gasversorgungsunternehmen (GVU) diese Grenzwerte nicht ausgeschöpft werden.

Flüssiggase müssen G 260, Tab. 4 entsprechen. Eine Zumischung von Flüssigas (LPG) ist z. B. sinnvoll, um die brenntechnischen Eigenschaften des einzuspeisenden Gases auf Erd-gas-L oder Erdgas -H anzuheben bzw. den Brennwert des einzuspeisenden Gases auf das der örtlich verteilten Brenngasqualität einzustellen (Karburierung nach G685). Die Höhe der Zumischung orientiert sich am Brennwert. Eine Propanzumischung ist dabei aufgrund der nachlassenden Verbrennungsgüte weniger kritisch als eine Butanzumischung. Bei einer Brennwerteinstellung (HS,n) bis auf 11,1 kWh/m gibt es keine zeitlichen oder technischen (Propan-Butan-Verhältnis) Begrenzungen, bei einer Brennwerteinstellung über 12,1 kWh/m ist ausschliesslich Propan zu verwenden und der Einsatz sollte zeitlich beschränkt sein auf Ausnahmesituationen2.

Als Zusatzgase sind zulässig: Gase der 1. GF im Gemisch mit Flüssiggas, Flüssiggas/Luft-Gemische, Austauschgase nach G260, Kapitel 4.4 (Propan-Luft-Gemisch, Klärgas, Biogas, Grubengas) und sonstige methanreiche Gase gegebenenfalls im Gemisch mit Flüssiggas.

Im Flüssiggas/Luft-Gemisch ist der maximale Olefingehalt auf 10 % zu begrenzen. Höhere Olefingehalte können zu Problemen (bei Überschreitung der relativen Dichte von 0,75 bzw. Unterschreitung des Wobbeindex von mehr als 20 %) führen. Die maximal zulässige relative Dichte bei Flüssiggaszudosierung darf bei Einspeisung als Erdgas L 0,9 und bei Erdgas H 0,85 nicht überschreiten. Die maximal zulässigen Wobbeindexabweichungen betragen bei Erdgas-H 13,5 kWh/m nach unten und bei Erdgas-L bis 11,6 kWh/m . Gegebenenfalls sind engere Grenzen bei bestimmten Verbrauchern einzuhalten.

Bei der Einspeisung von Gasen der 1. Gasfamilie (wasserstoffreiche Gase, Synthesegase) im Gemisch mit Flüssiggasen als Zusatzgas sind die gleichen Bedingungen wie bei der Ein-speisung bzw. Zugabe von Konditionierungsgasen zu beachten.

Als Austauschgase sind zulässig: Propan-Luft-Gemische, Klärgas, Biogas bzw. Grubengas. Diese Gase müssen die Anforderungen nach G262 und G260, Tab. 3 erfüllen.

Abweichend vom DVGW-Arbeitsblatt G260 werden im DVGW-Arbeitsblatt G262 (Stand No-vember 2004) weitere Festlegungen getroffen.

Nach Kapitel 3.2 müssen biogene Austausch- oder Zusatzgase nur die Begleitstoffe enthal-ten, die in G260, Tab. 3 enthalten sind und diese auch nicht überschreiten. In Kapitel 3.2.1 des DVGW-Arbeitsblattes G262 wird der maximale CO2-Gehalt auf 6 % im Brenngas (gilt für Austauschgas bzw. bei Zusatzgaseinspeisung für das Brenngasgemisch nach Einspeisung) begrenzt. Die maximale Zumischrate für Wasserstoff im Brenngas wird auf 5 % begrenzt, wobei diese manchmal nicht ausgeschöpft werden kann.

2 Siehe DVGW-Schriftenreihe Nr. 37


Eine Einspeisung kann daher entweder als:

- Austauschgas nach G260 (Kapitel 4.4.2: Klär-, Bio- u. Grubengase, wenn sie G260, Tab. 3 erfüllen und der CO2-Anteil auf 6 % limitiert ist)

- oder als Zusatzgas zur Konditionierung (Kapitel 4.3: 1. GF mit Flüssiggas, Brennwert soll sich an Brennwert im Versorgungsgebiet orientieren, max. O2-Anteil gemäß G260, Tab. 3 und nach Kapitel 4.2: max. CO-Anteil 1 %, max. H2-Anteil 12 %, Gasbegleitstoffe nach Tab. 2 bzw. Tab. 3 für Gesamt-schwefel)

erfolgen.

Bei einer Austauschgaseinspeisung ist die Einspeisung unproblematisch. Das Austauschgas ist auf den erforderlichen Netzdruck zu bringen und die eingespeiste Energiemenge zu mes-sen. Bei einer Einspeisung auf ND-Ebene sind die DVGW-Arbeitsblätter G280 und G685 zu beachten.

Demnach müssen als Austauschgas eingespeiste Biogase folgende Randbedingungen erfül-len:

- Einhaltung der brenntechnischen Kennwerte, wie Wobbeindex, relative Dichte und Brennwert innerhalb der zulässigen Schwankungsbereiche, wobei die relative Dichte bei einer Zumischung von Flüssiggas zeitweise überschritten werden darf und der Wobbeindex bei Versorgungsengpässen kurzzeitig unterschritten werden darf

- Einhaltung des maximal zulässigen CO2-Anteiles im Austauschgas von 6 %

- Einhaltung des maximal zulässigen O2-Anteiles im Austauschgas von 3 % in trockenen Netzen bzw. 0,5 % in feuchten Netzen (kann in trockenen Netzen kurzzeitig bis auf 4 % überschritten werden)

- Einhaltung des maximal zulässigen Wasser-Anteiles im Austauschgas, der sich nach der Bodentemperatur (üblich 4 °C [EVO 2005]) und dem jeweiligen Leitungsdruck rich-tet (ggf. erhebt der Netzbetreiber höhere Anforderungen an die Trockenheit des Gases, z. B. Taupunkte von -50 °C bei einem Leitungsdruck von 3 bar).

Bei einer Zusatzgaseinspeisung ist das Zusatzgas auf Netzdruck zu verdichten, die Ener-giemenge des eingespeisten Gases genau zu bestimmen und mit Erdgas-H oder Erdgas-L „so [zu mischen], dass die Anforderungen der öffentl. Gasversorgung im nachgeschalteten Netz hinter dem Mischpunkt hinsichtlich Gasverwendung und Abrechnung erfüllt werden“ (DVGW G262). Größtes Augenmerk ist also auf die Übergabestation bzw. Mischerstation zu richten. Der Netzbetreiber teilt die Anforderungen mit und wirkt unterstützend bei der Erfül-lung der Anforderungen mit. Die resultierende Gasbeschaffenheit ist abhängig vom Zusatz-gas und deren Menge – eine genaue Mengensteuerung ist erforderlich. Eine Strähnenbil-dung oder inhomogene Mischungen nach der Einspeisung sind zu vermeiden. Die Anforde-rungen an Gasmischanlagen nach G213 und die Forderungen nach einer Odorierung nach G280 sind einzuhalten.

Gemäß der ATV-DVWK-Richtlinie M 363 (Stand 08/02), Kapitel 7.5 sind die Gasanforderun-gen am Einspeisepunkt mit dem Netzbetreiber abzustimmen. Austauschgase sind nach DVGW-G280 (Stand 12/99) zu odorieren (gilt nur für Endverteilernetze, nicht für Transportlei-tungen).


Bei einer Biogaseinspeisung als Zusatzgas sind nach dem Gasmischer folgende Randbe-dingungen einzuhalten:

- Einhaltung der brenntechnischen Kennwerte, wie Wobbeindex, relative Dichte und Brennwert des Mischgases nach der Mischerstation (Brenngasgemisch nach Einspei-sung) innerhalb der zulässigen Schwankungsbereiche, wobei die relative Dichte bei ei-ner Zumischung von Flüssiggas zeitweise überschritten werden darf und der Wobbein-dex bei Versorgungsengpässen kurzzeitig unterschritten werden darf

- Einhaltung des maximal zulässigen CO2-Anteiles im Mischgas nach der Mischerstation von 6 %

- Vermeidung einer Strähnenbildung oder inhomogenen Mischung nach der Einspeisung

- Einhaltung des maximal zulässigen O2-Anteiles im Mischgas nach der Mischerstation von 3 % in trockenen Netzen bzw. 0,5 % in feuchten Netzen (kann in trockenen Netzen kurzzeitig bis auf 4 % überschritten werden)

- Einhaltung des maximal zulässigen Wasser-Anteiles im Mischgas nach der Mischersta-tion, der sich nach der Bodentemperatur (üblich 4 °C [EVO 2005]) und dem jeweiligen Leitungsdruck richtet (ggf. erhebt der Netzbetreiber höhere Anforderungen an die Tro-ckenheit des Gases, z. B. Taupunkte von -50 °C bei einem Leitungsdruck von 3 bar).

DVGW G 685: Gasabrechnung

Das DVGW-Arbeitsblatt G685 regelt die für die Abrechnung von Erdgasbezügen (Gase nach G260) anzuwendenden Verfahren. Bei zeitlichen Änderungen des Einspeisebrennwertes oder bei einer Verteilung von Gasen mit unterschiedlichen Brennwerten in räumlich getrenn-ten Netzen eines GVU ist als Abrechnungsbrennwert ein Mittelwert (arithmetisches oder mengengewogenes Mittel der täglichen Gasabgabe und des Einspeisebrennwertes in einem Netz evtl. mit Abzug von Großverbrauchern) zu bestimmen und entsprechend anzuwenden (siehe Kapitel 5.1 bis 5.4 DVGW G685).

Bei einer Verteilung von Gasen mit unterschiedlichen Brennwerten in einem räumlich zu-sammenhängenden Netz (vermaschtes Netz) an einer Einspeisestelle ist ein Ersatzverfahren nach Kapitel 5.4.2 G685 anzuwenden. Dies träfe z. B. auf eine Einspeisung von aufbereite-tem Biogas (Austausch- aber auch Zusatzgas) in die Mitteldruck- oder Hochdruckverteilebe-ne mit einer nachgelagerten Einspeisestelle in das Niederdruck- oder Mitteldruckversor-gungsnetz (Versorgung von Endkunden) zu. In diesen Fällen ist der Brennwert des Mischga-ses entweder zu messen oder anhand der Mengenströme und der Brennwerte der zu mi-schenden Gase zu berechnen.

Bei einer Verteilung von Gasen mit unterschiedlichen Brennwerten in einem räumlich zu-sammenhängenden Netz (vermaschtes Netz) an mehreren Einspeisestellen entstehen Misch- und Pendelzonen. Hierbei gilt: der Abrechnungsbrennwert ist für jeden einzelnen Kunden anhand seiner regionalen Lage im Versorgungsgebiet zu ermitteln. Es ist anzustre-ben, dass der für ein Versorgungsgebiet zugrunde gelegte Abrechnungsbrennwert um nicht mehr als 2 % vom mittleren Brennwert des dem Kunden während der Abrechnungsperiode gelieferten Gases abweicht.

Zur Überprüfung ist daher an jeder Einspeisestelle der Mittelwert (Brennwert) zu bestimmen und für das nachgeschaltete Netz ein mengengewichteter Mittelwert zu berechnen. Hierbei sollten die Einspeisebrennwerte nicht um mehr als 2 % (thermische Abrechnung) vom für das Versorgungsgebiet zugrunde gelegten Abrechnungsbrennwert abweichen. Andernfalls


ist die zuständige Eichbehörde über das anzuwendende Abrechnungsverfahren zu unterrich-ten.

Aufgrund dieser Bestimmungen kann davon ausgegangen werden, dass bei einer Einspei-sung von aufbereiteten Biogasen direkt in die Nieder- bzw. Mitteldruckversorgungsebene (Endkundenversorgung) über eine zusätzliche Einspeisestelle der Einspeisebrennwert zeit-lich und örtlich mit der Netzqualität weitestgehend übereinstimmen muss; eine Brennwertan-passung des aufbereiteten Biogases durch Luft- oder Flüssiggaszumischung also erforder-lich ist. Bei einer Biogaseinspeisung in ein Versorgungsnetz über eine Einspeisestelle – Mi-schung von Grundgas der übergeordneten Gasverteilebene mit biogenem Austausch- bzw. Zusatzgas – vereinfachen sich das Abrechnungsverfahren und der Aufwand einer Biogas-konditionierung.

2.1.3 Festlegung der Einspeisefälle bzw. der zu erreichenden Einspeisegasquali-

täten ausgehend von fermentativen Biogasen

Im Rahmen dieser Studie werden unter Berücksichtigung des DVGW-Regelwerks und unter Berücksichtigung geeigneter und sinnvoll erscheindender Szenarien hinsichtlich der Gasauf-bereitungsprozesse für die Aufbereitung von Biogasen aus Vergärungsanlagen folgende vier Einspeisefälle bzw. Gasqualitäten weitergehend betrachtet:

Modellfall 1 (BG-H-I): Einspeisung von Biogas als Austauschgas mit EG-H Qualität (WS,n 15,0 kWh/Nm , mit Flüssiggaszumischung),

Modellfall 2 (BG-H-II): Einspeisung von Biogas als Austauschgas mit EG-H Qualität (WS,n ca. 14 kWh/Nm , ohne Flüssiggaszumischung),

Modellfall 3 (BG-L): Einspeisung von Biogas als Austauschgas mit EG-L Qualität (WS,n 12,4 kWh/Nm , mit Luftzumischung),

Modellfall 4 (BG-Z): als Zusatzgas nach Teilaufbereitung (Entschwefelung, Trocknung, keine CO2-Abtrennung).

Dabei orientiert sich die Auswahl der tiefer betrachteten Einspeisegasqualitäten nicht nach den real verteilten Gasqualitäten – beispielsweise Erdgas H (GUS) oder Erdgas L (Holland) – sondern nach den Nennwerten des DVGW-Arbeitsblattes G260 hinsichtlich Wobbeindex, Brennwert und relativer Dichte. Es wird hierbei davon ausgegangen, dass die geforderten Einspeisegasqualitäten lokal und zeitlich unterschiedlich sind und im konkreten Fall immer mit dem jeweiligen Netzbetreiber festgelegt werden müssen; also die gesamte Spannbreite innerhalb der DVGW-Arbeitsblätter abdecken können. Für die Auswahl, Auslegung und Kos-tenbetrachtung der Biogaskonditionierung und Aufbereitung müssen die zu erreichenden Einspeisegasqualitäten festgelegt werden. Eine Betrachtung aller fünf üblicherweise in Deutschland verteilten Erdgase (Tabelle 2.2) und die entsprechende Einspeisung als Aus-tauschgas oder Zusatzgas würde den Rahmen dieser Studie übersteigen.

Innerhalb dieser Studie wird versucht, mit vier Fallbeispielen (Aufbereitung von Biogas aus Vergärungsanlagen zu Erdgas) hinsichtlich Gaseinspeisequalitäten ein möglichst großes


Spektrum an möglichen Einspeisesituationen abzudecken. Darunter fällt auch die Einspei-sung von teilaufbereitetem Biogas als Zusatzgas, das begrenzt einem Grundgas zugemischt werden kann. Dieses Fallbeispiel ermöglicht eine besonders kostengünstige Biogasaufberei-tung und -einspeisung, ist aber nur unter bestimmten Randbedingungen (üblicherweise nur in der HD- oder MD-Netzebene mit entsprechendem Gasdurchsatz, siehe auch vorherge-hendes Kapitel 2.1.2) anwendbar.

Tabelle 2.2: Erdgaseigenschaften – Gaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten

Einheit EG-H

(Nordsee) EG-H

(Verbund) EG-H (GUS)

EG-L (Holland)

EG-L (Verbund)

CO2 Vol.-% 1.53 1.18 0.08 1.27 1.22

N2 Vol.-% 1.10 4.48 0.81 10.64 10.01

O2 Vol.-% 0.00 < 0.01 0.00 0.00 < 0.01

H2 Vol.-% 0.00 0.06 0.00 0.00 0.31

CO Vol.-% 0.00 0.01 0.00 0.00 0.03

CH4 Vol.-% 86.54 87.74 98.31 83.35 84.40

C2H6 Vol.-% 8.02 4.86 0.50 3.71 3.14

C2H4 Vol.-% 0.00 < 0.01 0.00 0.00 0.01

C3H8 Vol.-% 2.06 1.21 0.19 0.70 0.61

C4H10 Vol.-% 0.60 0.35 0.08 0.22 0.19

C5H12 Vol.-% 0.10 0.07 0.02 0.06 0.04

C6H14 Vol.-% 0.05 0.04 0.01 0.05 0.04

C7H16 Vol.-% < 0.01 < 0.01 < 0.01 < 0.01 < 0.01

C8H18 Vol.-% < 0.01 < 0.01 < 0.01 < 0.01 < 0.01

C6H6 Vol.-% < 0.01 < 0.01 < 0.01 < 0.01 < 0.01

HS,n kWh/m 11.99 11.16 11.07 10.26 10.23

HI,n kWh/m 10.85 10.09 9.98 9.27 9.24

Dichte kg/m 0.84 0.81 0.73 0.83 0.82

rel. Dichte - 0.65 0.63 0.57 0.64 0.63

WS,n kWh/m 14.91 14.08 14.72 12.81 12.86

WI,n kWh/m 13.50 12.73 13.27 11.57 11.61

Lo m /m 10.34 9.63 9.54 8.85 8.82

Der in dieser Studie beschriebene Modellfall 1 einer Biogasaufbereitung zu Erdgas-H-Qualität mit Flüssiggaszugabe zur Brennwertanpassung stellt wie bereits erwähnt einen Sonderfall dar. Die Flüssiggaszugabe wird für solche Einspeisefälle betrachtet, in denen das einzuspeisende Austauschgas absolut netzkonforme Brenneigenschaften aufweisen muss (siehe Ausführungen zur DVGW G685) und die lokal verteilte Netzqualität z. B. den Nenn-wert des Wobbeindex aufweist. Die Flüssiggaszugabe erhöht die Biogasaufbereitungskosten erheblich (ca. 0,8 ct/kWh Rohbiogas) und wirft auch einige rechtliche Fragen (EEG) auf. Ob eine Flüssiggaszugabe notwendig ist, ist von Fall zu Fall unterschiedlich. Aufbereitetes und gereinigtes Biogas (Modellfall 2) mit einem Methangehalt von ca. 97 Vol.-% (CO2-Abtren-nung von 96 %) erfüllt sehr wohl die Erdgas-H-Spezifikation der DVGW G260, kann aber trotzdem in einigen GVU-Versorgungsgebieten noch unterhalb der spezifizierten Anforde-rungen hinsichtlich einer Einspeisung (DVGW G685) bleiben.

Eine Alternative zur Brennwertanhebung mit Flüssiggas wäre noch die Einspeisung des auf Erdgas-H aufbereiteten Biogases als Zusatzgas.


Für den Modellfall 1 bleibt noch zu bemerken, dass technisch die Brennwertanhebung kein Problem darstellt, sondern vielmehr ein gängiges Verfahren der Brennwerteinstellung in der Gasversorgungswirtschaft ist. Allerdings sieht das DVGW-Arbeitsblatt G260 nur eine zeitlich beschränkte Zugabe von Flüssigas zur Vermeidung von Versorgungsengpässen oder zur Spitzenlastabdeckung (peak shaving gas) vor.

Ähnliches gilt für das dritte Fallbeispiel – die Aufbereitung des Biogases auf Erdgas-L-Qualität. Im Rahmen dieser Studie erfolgt im Fall 3 eine CO2-Abtrennung von ca. 88-89 % und nachfolgend eine Zugabe von Luft von ca. 5 %. Um die brenntechnischen Kenndaten einzuhalten, würde eine geringere CO2-Abtrennung völlig genügen. Allerdings fordert das DVGW-Arbeitsblatt G262, dass eingespeistes Austauschgas maximal 6 Vol.-% Kohlendioxid enthält. Auch hier wäre aber alternativ unter Weglassung der Luftzudosierung (geringe Kos-teneinsparung) eine Einspeisung als Zusatzgas möglich.

Anhand der zu betrachtenden Gaseinspeisefälle wird nachfolgend von folgenden Zusam-mensetzungen und technisch notwendigen Verfahrensschritten ausgegangen (Tabelle 2.3):

Tabelle 2.3: Produktgaszusammensetzungen und brenntechnische Kenndaten der Modellfälle 1 bis 4

Erdgas-H

mit LPG-Zugabe Erdgas-H

ohne LPG-Zugabe Erdgas-L

mit Luft-Zugabe Zusatzgas

Fall 1 (BG-H-I) Fall 2 (BG-H-II) Fall 3 (BG-L) Fall 4 (BG-Z)

WS,n [kWh/Nm ] 15,0 13,9 - 14,1 12,4 5,8 - 6,7

HS,n [kWh/Nm ] 12,3 - 12,4 10,7 - 10,8 9,9 5,8 - 6,5

HI,n [kWh/Nm ] 11,1 - 11,2 9,6 - 9,7 8,9 5,2 - 5,9

Relative Dichte d 0,67 - 0,68 0,58 - 0,59 0,63 - 0,64 0,96 - 1,0

CH4 [Vol.-%] 87,4 - 89,0 96,7 - 97,2 89,1 - 89,3 52,3 - 59,0

CO2 [Vol.-%] 2,5 - 3,0 2,8 - 3,3 5,2 - 5,9 39 - 45

LPG [Vol.-%] 8,4 - 9,6 - - -

Luft [Vol.-%] - - 4,8 - 5,7 0 - 5

O2 [Vol.-%] - - 1,0 - 1,2 0 - 1,0

Notwendige Auf-bereitungsschritte

CO2-Abtrennung, Entschwefelung,

Trocknung, Karburierung


Trocknung


Trocknung, Luftzugabe

Entschwefelung, Trocknung

Die in manchen Zeilen angegebenen Spannbreiten beziehen sich auf unterschiedliche Rohgasqualitä-ten der Referenzbiogasanlagen (Gülle-BGA, NaWaRo-BGA).

Die jeweiligen brenntechnischen Kenndaten und Gaszusammensetzungen für die jeweiligen Einspeisegasqualitäten sind abhängig von der Rohbiogasqualität bzw. den verwendeten Substraten (vorrangiger Gülle- oder Maiseinsatz) und dem verwendeten Gasreinigungsver-fahren (maßgeblich Druckwasserwäsche oder Druckwechseladsorption, siehe Kapitel 2.2.2, S. 50) und variieren daher leicht.


2.1.4 Festlegung der Einspeisefälle bzw. der zu erreichenden Gasqualitäten aus

Rohsynthesegas (Biomassevergasung)

Ausgehend von dem in Kapitel 1.4 beschriebenen Biomassevergaser (allotherme Wirbel-schichtvergasung) bzw. dessen Rohsynthesegas (siehe S. 20) werden folgende fünf Ein-speisegasqualitäten weitergehend betrachtet:

Modellfall 5 (SG-H-I): Synthesegasaufbereitung zu Austauschgas mit Erdgas-H-Qualität mit Flüssiggaszugabe (Wobbeindex 15 kWh/Nm , Nennwert DVGW G260)

Modellfall 6 (SG-H-II): Synthesegasaufbereitung zu Austauschgas mit Erdgas-H-Qualität ohne Flüssiggaszugabe (Wobbeindex 14,26 kWh/Nm )

Modellfall 7 (SG-L: Synthesegasaufbereitung zu Austauschgas mit Erdgas-L-Qualität mit Luftzugabe (Wobbeindex 12,4 kWh/Nm , Nennwert DVGW G260)

Modellfall 8 (SG-M-a/b): Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (teilaufbereitetes Methangas)

Modellfall 9 (SG-Z-a/b): Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (teilaufbereitetes Synthesegas)

Auch hier richtet sich die Auswahl der weiter zu betrachtenden Einspeisefälle weniger nach real verteilten Gasqualitäten, sondern nach den DVGW-Regelwerken. Ziel ist es – insbeson-dere auch in den Fällen 5 und 9 – ein möglichst großes Spektrum an möglichen Einspeisesi-tuationen zu erfassen. Dazu zählt auch hier eine mögliche Brennwertanpassung des aufbe-reiteten (methanisierten) Synthesegases mit Luft oder Flüssiggas. Als wahrscheinliche Ein-speisefälle sind die Modellfälle 5 und 6 zu betrachten. Die Einspeisung einer Gasqualität wie in Modellfall 7 ist aufgrund des kleinen Versorgungsbereiches in Deutschland wenig wahr-scheinlich. Die Modellfälle 8 und 9 werden aufgrund von potentiell deutlich geringeren Aufbe-reitungskosten im Vergleich zu den Modellfällen 5 bis 7 als interessante Alternative mit be-trachtet. Denn ein wesentliches Hindernis einer verstärkten Biomassennutzung stellen hauptsächlich wirtschaftliche Faktoren dar. Allerdings muss auch klar sein, dass aufgrund hoher benötigter Grundgasströme (bei einer Zusatzgaseinspeisung) nur wenige Standorte in Deutschland für eine Einspeisung solcher Zusatzgase in Frage kommen können.

Für die Modellfälle 7 und 8 werden in Kapitel 2.5.3 bzw. Kapitel 2.5.4 zwei unterschiedliche Gasaufbereitungspfade mit jeweils unterschiedlichen Produktgaszusammensetzungen erar-beitet. Die Zielsetzung – die Erzeugung eines einspeisefähigen Zusatzgases – ist jedoch in beiden Fällen die gleiche.

Anhand der zu betrachtenden Gaseinspeisefälle wird nachfolgend von folgenden Zusam-mensetzungen, brenntechnischen Kenndaten und technisch notwendigen Verfahrensschrit-ten (nach Teerreformierung, Entstaubung und Kühlung) ausgegangen (Tabelle 2.4):


Tabelle 2.4: Kenndaten der betrachteten Gaseinspeisefälle

brenntechnische Kenndaten

Fall Einspeise-

gasqualität

wesentliche Aufbereitungsschritte

Gaszusammensetzung Ws,n

[kWh/m ] d

Hs,n

[kWh/m ]

5 Erdgas H

SG-H-I

Methanisierung, CO2-Abtrennung, Entschwefelung,

Trocknung, LPG-Zugabe

N2 4,85 %, H2OD < 0,01 % CO2 0,16 %, CH4 80,15 % C2H6 6,69 %, C3-C5 1,22 % C6 < 0,03 %, LPG 6,88 %

15,00 0,69 12,50

6 Erdgas H

SG-H-II


Trocknung,

N2 5,21 %, H2OD < 0,01 % CO2 0,17 %, CH4 86,07 % C2H6 7,19 %, C3-C5 1,31 %

C6 < 0,03 %

14,26 0,63 11,31

7 Erdgas L

SG-L


Trocknung, Luftzugabe

N2 7,41 %, O2 0,71 % H2OD <0,01 %, CO2 5,67 % CH4 78,42 %, C2H6 6,55 % C3-C5 1,2 %, C6 < 0,03 %

12,40 0,69 10,31

8

Methan. Zusatzgas

SG-M-b

Methanisierung, Entschwefelung,

Trocknung

N2 2,62 %, H2OD <0,01 %, CO2 49,1 %, CH4 43,78 %, C2H6 3,77 %, C3-C5 0,77 %,

C6 < 0,01 %

5,59 1,07 5,79

9

Synthese-gas als

Zusatzgas

SG-Z-b

CO-Konvertierung, Entschwefelung,

Trocknung

N2 1,27 %, H2OD <0,01 %, CO2 36,7 %, H2 51,51 %, CH4 8,35 %, C2H6 1,83 %, C3-C5 0,34 %, C6 < 0,01 %

3,87 0,68 3,19

In Kapitel 2.5, Seite 135f werden für die Modellfälle 8 und 9 jeweils zwei verschiedene Aufbe-reitungspfade aufgezeigt. An dieser Stelle (Tabelle 2.4) sei lediglich auf den wirtschaftlich interessanteren Pfad verwiesen.

Die hier in den Kapiteln 2.1.3 und 2.1.4 vorgestellten Modellfälle werden in den nachfolgen-den Kapiteln eingehend unter technischen und wirtschaftlichen Gesichtspunkten erörtert. Dabei wird für die einzelnen Modellfälle (Einspeisegasqualitäten) folgende Nomenklatur ver-wendet (Siehe Abbildung 2.3 auf der nächsten Seite):

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Abbildung 2.3: Übersicht über alle Biogaserzeugungs- und Aufbereitungspfade einschließlich aller zu betrachtenden Einspeisegasqualitäten

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2.2 Verfahrensschritte zur Biogasaufbereitung aus fermentativer Erzeugung

Für die Aufbereitung von Rohbiogasen aus fermentativer Erzeugung sind im Wesentlichen drei Arbeitsschritte zu vollziehen: Biogasentschwefelung, CO2-Abtrennung und Gastrock-nung. Hinsichtlich der jeweiligen Gasaufbereitungsschritte steht eine Vielzahl unterschiedli-cher Verfahren zur Verfügung, die abhängig von technischen und wirtschaftlichen Randbe-dingungen entsprechend kombiniert und miteinander verknüpft werden müssen. Zunächst erfolgt eine Präsentation prinzipiell geeigneter Entschwefelungs-, Gastrocknungs- und CO2-Abtrennungsverfahren. Danach werden bereits ausgeführte Anlagen zur Biogasaufbereitung vorgestellt und schließlich erfolgt – ausgehend von vorab beschriebenen Verfahren – eine Entwicklung von geeigneten Aufbereitungspfaden für die jeweiligen Modellfälle.

2.2.1 Biogasentschwefelungsverfahren

Zur Entschwefelung von Biogasen kommen unterschiedliche Methoden in Betracht, die nachfolgend näher beschrieben werden. Maßgeblich bei der Auswahl der hier vorgestellten Entschwefelungsverfahren ist zum einen die Anwendbarkeit für den konkreten Anwendungs-fall einer Biogasaufbereitung zu Erdgassubstituten und zum anderen die Darstellung des derzeit aktuellen technischen Entwicklungsstandes im Bereich der Biogasnutzung. Die nach-folgende Übersicht erhebt keinen Anspruch auf Vollständigkeit.

Grundsätzlich kann nach Verfahrensprinzip – biologische bzw. absorptive, chemische und adsorptive bzw. auch sorptionskatalytische Verfahren – und nach Anwendungsfall – Grob- oder Feinentschwefelung (H2S-Abtrennung bis auf 50 ppmv oder unterhalb von 5 mg/Nm ) – unterschieden werden.

Biologische Verfahren basieren auf dem Prinzip Schwefelwasserstoff verzehrender (oxidie-render) Mikroorganismen und werden ausschliesslich zur Grobentschwefelung von Biogasen genutzt. Bei motorischer Biogasverwertung sind die erreichbaren Reinheiten bzw. Abschei-degrade in der Regel völlig ausreichend. Das Verfahren der biologischen Entschwefelung kann sowohl in den Fermenter integriert als auch nachgeschaltet ausgeführt werden. Grund-sätzlich wird in diesen Verfahren zuerst die Schwefelwasserstofffraktion aus dem Biogas gelöst, mikrobiell in elementaren Schwefel überführt und dann oxidiert und aus dem Prozess ausgeschleust. In Kapitel 2.2.1.2 werden die üblichen Verfahren der biologischen Entschwe-felung kurz erläutert und auf wesentliche Aspekte näher eingegangen.

Chemische Verfahren, wie die Sulfidfällung mit Eisensalzen (Kapitel 2.2.1.1), die Reaktion mit Eisenchelaten (Kapitel 2.2.1.3) oder die Zugabe von Eisenoxiden (Kapitel 2.2.1.6) basie-ren auf der Zugabe von schwefelbindenden Reagenzien in den Vergärungsprozess oder auch – dann dem Vergärungsprozess nachgelagert und eher als adsorptive Verfahren zu verstehen – auf der Durchströmung von Festbettadsorbern mit chemisorptiven Sorbentien.

Unter sorptionskatalytischen Verfahren versteht man parallel am Adsorbens stattfindende Sorptionsvorgänge und chemische Reaktionen des Adsorpts mit dem Adsorbens. Die zu entfernenden Schadstoffe werden nicht mehr nur durch physikalische (Van der Waals) Kräfte an der Oberfläche gebunden, sondern chemisch gebunden. Des Weiteren katalysieren eini-ge Stoffe (beispielsweise bei der Imprägnierung der Aktivkohle mit Kaliumiodid der Fall) die chemische Reaktion des abzutrennenden Adsorpts und beschleunigen damit die Reaktion.

Generell von Vorteil gegenüber der einfachen Adsorption sind bei der Sorptionskatalyse die deutlich höheren Beladungskapazitäten; wobei sich die hohen Adsorptionsenthalpien (Bin-dungskräfte) wiederum auf eine Regenerierung des Adsorbens nachteilig auswirken. Im Be-reich der Biogasaufbereitung – aber auch bei der Aufbereitung von Klär- oder Deponiegas –

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werden diese Verfahren hauptsächlich zur Feinentschwefelung des Biogases angewandt. Abhängig von der Biogaszusammensetzung (Sauerstoffgehalt) bzw. der Schwefelbelastung und der zu erfüllenden Anforderungen an das Produktgas werden unterschiedliche Sorben-tien verwendet. Imprägnierte Aktivkohlen (Kapitel 2.2.1.4) und Zinkoxid (Kapitel 2.2.1.5) fin-den vorrangig Anwendung bei einer Feinreinigung von biogenen Gasen mit geringer Schwe-felbelastung und höheren Reinheitsanforderungen. Mit Zinkoxid sind beispielsweise End-reinheiten bis 5 ppbv Schwefelwasserstoff erreichbar. Abschließend werden im Kapitel 2.2.1.7 die vorgestellten Entschwefelungsverfahren auf ihre konkrete Eignung hin diskutiert, bewertet und für nachfolgende Betrachtungen zur Entwick-lung von Modellverfahren (Kapitel 2.3) und Kosten (Kapitel 3.3.1 und 3.3.3) ausgewählt.

2.2.1.1 Sulfidfällung

Bei dieser Methode werden während des Vergärungsprozesses Fe2+-Ionen, entweder in Form von Eisensalzen oder als Salzlösung, direkt in den Fermenter gegeben. Geeignete Eisensalze sind Eisenchlorid (FeCl2) oder Eisen-(II)-sulfat. Aus Handhabbarkeitsgründen erfolgt die Zugabe in den Fermenter in der Regel als fertig gemischte Salzlösung. Die Zuga-be kann auch bereits vor dem eigentlichen Prozess zu den Substraten erfolgen. Fe2+-Ionen binden die vorhandenen S2--Ionen an sich, es bildet sich unlösliches Eisen(II)sulfid, das sich nach folgender Reaktionsgleichung als Salz in der Vergärungsmasse ansammelt:

Fe2+ + S2- FeS. Glg. 2-1

Eine Anpassung der Prozessparameter (z. B. pH-Wert- oder Temperaturanpassung) inner-halb des Fermenters ist bei diesem Verfahren nicht erforderlich. Allerdings kann nicht ausge-schlossen werden, dass durch die in situ Sulfidfällung die Fermentationsprozesse im Fer-menter negativ beeinflusst werden können, was sich negativ auf die Biogasausbeuten und Qualität auswirken würde.

Hinsichtlich Investitionskosten erscheint dieses Verfahren als sehr wirtschaftlich, da außer einem Vorlagetank für die Salzlösung und einer Dosiereinrichtung keine weiteren Anlagen benötigt werden. Die Betriebskosten hingegen können je nach Schwefelgehalt aufgrund des hohen Verbrauchs an Eisensalzen sehr hoch ausfallen. Weiterhin nachteilig ist die geringe Lastwechseldynamik hinsichtlich schwankender Schwefelgehalte in den Eingangssubstraten. Vorteilhaft an diesem Verfahren ist zu werten, dass in das Biogas keine Luft eingetragen wird. Die Bildung von Schwefelwasserstoff wird weitgehend unterbunden, sie ist aber weiter-hin möglich. Mit dieser Technik werden bevorzugt hohe Schwefelgehalte in der Abwasser-technik reduziert. Durch Zugabe von 3-5 g FeCl2 je 1 m3 Abwasser sind beispielsweise H2S-Werte < 100 ppm möglich [Dichtl 2001]. Für eine Entschwefelung von Biogasen sind deutlich höhere Zudosierungen an Eisenchlorid notwendig. Oechsner [Oechsner 2000] gibt bei-spielsweise an, dass für eine Rohbiogasentschwefelung von 2.000 ppmv bis auf 20 ppmv (Reingas) die Zugabe von 120 bis 160 g je Nm Rohbiogas notwendig sind. Damit wird deut-lich, dass dieses Verfahren nur zur Grobentschwefelung des Rohbiogases geeignet und eine Nachreinigung des Biogases unumgänglich ist. Aufgrund der niedrigen Investitionskosten beschränkt sich die Anwendung dieses Verfahrens vorrangig auf kleinere Biogasanlagen. Typische Restkonzentrationen im Gasstrom betragen ca.100-150 ppmv H2S [SGC 2001].

2.2.1.2 Biologische Entschwefelung

Die biologische H2S-Eliminierung beruht auf der Absorption von Schwefelwasserstoff in Wasser und einer anschließenden biologischen Oxidation des in Wasser gelösten Schwe-

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felwasserstoffs durch suspendierte bzw. auch immobilisierte Thiobacillen (abhängig von der Ausführungsform des Verfahrens) mit Luftsauerstoff zu Schwefel.

Schwefelbakterien (Thiobacillus und Sulfolobus), die in der Vergärungsmasse enthalten sind, wandeln das im Vergärungsprozess gebildete H2S zu elementarem Schwefel und weiter zu Sulfat um:

2 H2S + O2 2 S + 2 H2O Glg. 2-2

2 S + 2 H2O + 3 O2 2 H2SO4. Glg. 2-3

Auch die direkte Oxidation von Schwefelwasserstoff zu Sulfat ist möglich:

H2S + 2 O2 H2SO4. Glg. 2-4

Abhängig von der Temperatur, der Reaktionszeit, der spezifischen Oberfläche sowie auch Ort und Menge der zugeführten Luft können Entschwefelungsraten von bis zu 99 % mit die-sem Verfahren erreicht werden [Weiland 2003]. Endreinheiten kleiner 50 ppmv im Biogas nach der biologischen Entschwefelung sind in Tropfkörperanlagen und Biowäschern erreich-bar. Positiv auf diesen Prozess wirken sich Temperaturen über 20 °C aus.

Die biologische Entschwefelung kann extern (dem Fermenter nachgeordnet) als Biofilter, Biowäscher oder auch als Tropfkörperanlage sowie innerhalb des Fermenters ausgeführt werden.

Biofilter werden zur Reinigung von Abluftströmen, beispielsweise zur Vermeidung von Ge-ruchsemissionen oder auch zur H2S-Abreinigung von Abgasströmen nach einer Druckwas-serwäsche (stark mit Luft verdünntes Abgas mit einem H2S-Anteil von wenigen ppmv), ver-wendet. Das Abgas (gemischt mit Luft) durchströmt dabei eine feuchte Schüttung (Befeuch-tung mittels feuchter Abluft oder Berieselungsanlagen) aus Torf, Rindenmulch, Holzstücken o.ä. auf der die für den H2S-Abbau benötigten Thiobacillen immobilisiert sind. Die Impfung des Trägermaterials kann beispielsweise mit Gülle oder mit Gärsubstrat erfolgen. Biofilter sind nicht dazu geeignet, Biogase zu entschwefeln.

Eine in den Fermenter integrierte biologische Entschwefelung wird durch das Einblasen von Luft (i.d.R. 8-12 Vol.-%. des Biogasvolumenstroms) in den Gasraum des Fermenters erreicht. Dieses Verfahren ist technisch sehr einfach auszuführen und Stand der Technik vor allem bei kleinen Biogasanlagen. Nachteilhaft an diesem Verfahren ist die sehr grobe Luft-zudosierung, die besonders bei schwankenden H2S-Gehalten im Biogas nur eine teilweise und unzuverlässige Entschwefelung (vor allem bei Kofermentation [Polster, 2004]) ermög-licht bzw. bedingt durch die ungenaue Steuerung des Luftgebläses einen sehr hohen Inert-gasanteil (Luft) im Biogas zur Folge haben kann [SGC 2001]. Das H2S-Abbauvermögen ist des Weiteren sehr stark von der im Fermenter verfügbaren Kontaktoberfläche abhängig. Einige Biogasanlagen mit interner biologischer Entschwefelung erreichen z. B. nur Abbaura-ten von höchstens 50 % des im Rohbiogas enthaltenen Schwefelwasserstoffs. Der erhebli-che Inertgas- bzw. Sauerstoffeintrag beeinträchtigt auch die Biogasqualität und verschlech-tert die Voraussetzungen für weitergehende Aufbereitungsprozesse, da eine Nachreinigung und Entfernung von O2 und N2 unter Umständen erforderlich werden kann. Auch eine erhöh-te Korrosion im Fermenter und die Bildung von explosionsfähigen Gemischen sollten bei der Luftzugabe beachtet werden.

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Um eine höhere Leistungsfähigkeit der biologischen Entschwefelung zu erreichen, wird der Prozess häufig – aus wirtschaftlichen Überlegungen in der Regel erst ab Anlagengrößen oberhalb von 200 kWel – in einem speziell hierfür ausgelegten externen Reaktor verlagert. Stand der Technik sind Tropfkörperreaktoren aus Kunststoff, die spezielle Füllkörper enthal-ten, auf denen sich H2S oxidierende Mikroorganismen ansiedeln.

In Tropfkörperanlagen ist die Absorption von Schwefelwasserstoff und die Regenerierung des beladenen Waschmediums mit Luftsauerstoff in einem Behälter integriert. Die für die Regenerierung der Kolonne benötigte Luft wird vor Eintritt in die Füllkörperkolonne dem Bio-gas zugegeben. Die für den biologischen Abbau von Schwefelwasserstoff benötigten Thio-bacillen sind in der umlaufenden Nährlösung suspendiert als auch auf den im Reaktor be-findlichen Tropfkörpern (in der Regel aus Kunststoff PP) immobilisiert.

Durch die Größe des Reaktors und der Tropfkörper werden sehr große Flächen und damit sehr lange Kontaktzeiten ermöglicht. Aus diesen Gründen können auch schwer lösbare Schadstoffe aus dem Gas entfernt und sehr hohe Abbauraten bis 99 % erreicht werden. Durch den Eintrag von Luft (in der Regel 2 bis 6 Vol.-%) wird die umlaufende Waschlösung permanent regeneriert. Die Oxidationsprodukte Schwefel und Sulfat werden mit der Nährlö-sung ausgeschleust. Die im Kreislauf geführte Nährlösung muss somit teilweise ausge-tauscht werden. Die optimale Temperatur der Waschlösung sollte zwischen 28 und 32 °C liegen, damit die Mikroorganismen optimal arbeiten können. Im Winter ist deshalb bei Bedarf die im Kreis bewegte Wasch- bzw. Nährlösung zu beheizen und im Sommer z. B. mit Brun-nenwasser zu kühlen. Des Weiteren sollte die Kolonne idealerweise entweder isoliert ausge-führt oder eingehaust werden.

Die am Schwefelabbau beteiligten Mikroorganismen bevorzugen einen sehr niedrigen pH-Wert von ca. 1,5 und sind auch bei pH-Werten von 0,5 noch lebensfähig. In diesem sauren Milieu können sich keine anderen Bakterienkulturen – z. B. methanverzehrende Mikroorga-nismen halten – weshalb die biologische Entschwefelung sehr selektiv arbeitet. Das Oxidati-onsprodukt H2SO4 ist in der Waschlösung gelöst und führt zu einer stetigen pH-Wert-Abnahme, weshalb pH-wertabhängig ein Teil der Waschlösung ausgeschleust und durch frisches Wasser ersetzt werden muss. Die Versorgung der Mikroorganismen mit Nährstoffen und Spurenelementen (Phosphor, Stickstoff) erfolgt üblicherweise durch Zugabe von Gülle; in der Regel durch eine tägliche Impfung bzw. Zugabe. Die Zugabe von Gülle dient auch der pH-Wertpufferung und zu einer erhöhten Sulfat-Aufnahmekapazität (Komplexbildung durch Salze). Dadurch kann die Menge an zuzuführendem Brauchwasser bzw. die auszuschleu-sende Abwassermenge deutlich reduziert werden.

Die Leistungsfähigkeit der allgemein sehr träge arbeitenden Tropfkörperanlage erfolgt aus-gangsseitig durch eine permanente O2- und H2S-Messung. Diese Signale dienen oft auch als Regelgröße zur Steuerung des Zuluftgebläses. Die H2S-Abbaukapazitäten werden mit ca. 43 g H2S je m Tropfkörpervolumen und Stunde angegeben [Forkmann 2001]. Hinsichtlich des minimal am Behälterausgang einzuhaltenden O2-Gehaltes wird als Richtwert 1,5 Vol.-% an-gegeben. Dieser Richtwert sollte auch nicht unterschritten werden, um ein Verblocken der Füllkörper durch Schwefelablagerungen zu vermeiden.

Mit diesem Verfahren können Entschwefelungsraten von bis zu 99 % erreicht werden [Wei-land 2003]. Im Reingas sind abhängig von der Schwefelbelastung des Rohbiogases Rest-konzentrationen von weniger als 50 ppmv erzielbar [Richter 1999]. Garantiert wird in der Re-gel eine ausgangsseitige maximale H2S-Konzentration von < 500 mg/m Biogas [Forkmann

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2001]. Die Luftzudosierung ist bei dieser Ausführung gut steuerbar, wodurch sich der Inert-gaseintrag auf ca. 1,5 - 2 Vol.-% begrenzen lässt.

Insgesamt kann dieses relativ einfache und zuverlässig arbeitende Verfahren gut zur Grob-entschwefelung angewandt werden, wenn eine motorische Gasverwertung im Vordergrund steht. Bei einer weiteren Biogasveredelung zu Erdgassubsitut – insbesondere bei einer Auf-bereitung zu Erdgas H-Qualität – stört der Lufteintrag erheblich und kann nur unter großem technischen Aufwand wieder abgetrennt werden. Dies gilt teilweise auch für eine Biogasauf-bereitung auf Erdgas L-Qualität, da unter Umständen nach einer CO2-Abtrennung der zuläs-sige O2-Gehalt im Biomethan überschritten werden würde.

Eine biologische Entschwefelung (intern oder als Tropfkörperanlage ausgeführt) ist aufgrund des Lufteintrags in den Biogasstrom generell bei einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-Qualität nicht einsetzbar, da eine Stickstoff- bzw. Sauerstoffabtrennung vom Biogas tech-nisch zu aufwändig ist und nicht wirtschaftlich dargestellt werden kann. Eine Alternative zur biologischen Entschwefelung in Tropfkörperanlagen können die Biowäscher darstellen, in denen die H2S-Absorption und die Regenerierung getrennt ablaufen.

Biowäscher bestehen im Wesentlichen aus einem Gegenstromabsorber und einem Bioreak-tor. Im Gegenstromwäscher durchströmt das Biogas eine Füllkörperkolonne, in der das zu entfernende H2S absorbiert wird. Als Absorptionsmedium wird leicht alkalisches Wasser ver-wendet. Vorteile der Zugabe verdünnter Natronlauge sind, dass sich durch die im Vergleich zu Wasser höhere Basizität (pH-Milieu um 8-9) die Wasserlöslichkeit von H2S in der Wasch-lösung deutlich verbessert und in der Folge höhere Beladungen bzw. Abscheideraten er-reicht werden können.

Abbildung 2.4: Fließdiagramm eines Biowäschers [Paques 2005]

Im Bioreaktor wird die mit H2S beladene Waschflüssigkeit mit Luftsauerstoff (Glg. 2-2) mikro-biologisch regeneriert. Die für den mikrobiellen Abbau benötigten Mikroorganismen sind in der Waschlösung suspendiert. Der anfallende Elemtarschwefel wird kontinuierlich aus dem Bioreaktor in einen Schwefelabscheider ausgekreist. Bedingt durch eine teilweise Durchoxi-dation des gelösten Schwefels zu Sulfat nach Glg. 2-4 und durch den Schwefelaustrag in den Schwefelabscheider muss permanent ein wenig Waschwasser – und damit auch techni-sche Natronlauge – nachgespeist werden. Die regenerierte Waschlösung wird wieder zum Wäscher zurückgeführt.

Die Luftzudosierung muss genau gesteuert werden, um unerwünschte Sulfatbildungen weit-gehend zu unterdrücken. Schliesslich muss in den Bioreaktor auch stetig eine Nährlösung zugegeben werden, um für die Mikroorganismen optimale Lebens- und Wachstumsbedin-

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gungen aufrecht zu erhalten. Der im Bioreaktor gebildete elementare Schwefel wird kontinu-ierlich abgezogen und sedimentiert in einem Schwefelabscheider. Nach Zentrifugierung des Schwefelschlamms kann dieser weiterverarbeitet oder weiter veräußert werden.

Vorteilhaft an diesem Verfahren ist, dass keine Luft in den Biogasstrom eingebracht wird und durch die Oxidation des absorbierten Schwefelwasserstoffs in einem separaten Bioreaktor eine Verblockung des Wäschers – in konventionellen biologischen Entschwefelungsverfah-ren (Tropfkörperanlagen) möglich bei zu geringer Luftzugabe – ausgeschlossen werden kann.

Des Weiteren ist das Verfahren sehr gut geeignet, auch sehr hohe Schwefelfrachten bis über 30.000 mg/m aus dem Gas zu entfernen. Mit einer zweistufigen Gegenstromabsorption ist prinzipiell auch eine Grob- und Feinentschwefelung auf weniger als 5 mg/Nm H2S (Grenz-wert nach DVGW G260) möglich. Problematisch sind für dieses Verfahren eher zu niedrige Schwefellasten im zu reinigenden Biogas. Endreinheiten von 100 ppmv und weniger, abhän-gig von der Schwefelwasserstoffbeladung des eingangsseitigen Biogases, können in der Regel garantiert werden.

Nachteilig ist allerdings der etwas höhere apparative Aufwand im Vergleich zu einer Tropf-körperanlage. Biowäscher wurden bisher überwiegend in der Abwasserreinigung eingesetzt, sind aber zunehmend auch im Bereich der Biogasaufbereitung anzutreffen. Das Bio-Wäscherverfahren mit separater biologischer Regenerierung ist sehr gut zur Grobentschwe-felung von mittleren bis großen Biogasvolumenströmen geeignet und bei einer Biogasaufbe-reitung auf Erdgasqualität in besonderer Weise geeignet.

Bei einer weiteren Biogasaufbereitung zu synthetischem Erdgas ist unter bestimmten Rand-bedingungen trotzdem eine weitere Schwefelabtrennung (Feinreinigung) unumgänglich. Dies trifft insbesondere bei einer CO2-Abtrennung mittels Druckwechseladsorption (PSA) zu. Eine biologische Entschwefelung kann aber einen nennenswerten Beitrag zur Wirtschaftlichkeit des gesamten Gasaufbereitungsverfahrens liefern.

2.2.1.3 Entschwefelung mit Eisenchelat

Bei der Entschwefelung mit Eisenchelat handelt es sich um ein chemisches Verfahren, das Schwefelwasserstoff mittels einer Eisen-Redox-Reaktion zu elementarem Schwefel umwan-delt. Hierfür werden Eisen(III)-Ionen (Fe3+) in einer wässrigen Lösung in einem externen Be-hälter gehalten, wobei organische Liganden oder Chelatbildner dafür sorgen, dass sich die Fe3+-Ionen nicht zu Eisensulfid oder Eisenhydroxid verbinden. Die Fe3+-Ionen wirken als Entschwefler, indem sie durch Schwefelwasserstoff, unter Bildung von elementarem Schwe-fel, zu Fe2+-Ionen reduziert werden.

2 Fe3+L + H2S 2 Fe2+L + S + 2 H+ (Reduktion) Glg. 2-5

Parallel zur Reduktion werden die Fe2+-Ionen mit Hilfe von Sauerstoff und Wasser wieder zu Fe3+-Ionen aufoxidiert bzw. regeneriert, die mittels der Chelatbildner wieder in Komplexen festgehalten werden. So kann eine erneute Absorption stattfinden.

4 Fe2+L + O2 + 4 H+ 4 Fe3+L + 2 H2O (Oxidation) Glg. 2-6

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Der gebildete Schwefel sammelt sich in der Lösung und wird bei einem Schwefelanteil von ca. 10-15 Gew.-% durch Filterung bzw. Dekantieren von dieser abgetrennt [Ullmann 2000].

Bei hohen Sauerstoffgehalten im zu entschwefelnden Gas kann es zur Bildung von Thiosul-faten kommen. Thiosulfate stabilisieren zwar die Chelatisierung und reduzieren den Chemi-kalienverbauch, können aber auch den pH-Wert negativ verändern. Bei zu hohem Lufteintrag müssen die gebildeten Salze mit Lauge neutralisiert werden, was erhöhte Kosten nach sich zieht.

2 HS– + 1,5 O2 + 2 KOH K2S2O3 + 2 H2O Glg. 2-7

CO2 + H2O H+ + HCO3– Glg. 2-8

H+ + HCO3– + KOH KHCO3 + H2O Glg. 2-9

Abhängig vom pH-Wert im Absorber und dem CO2-Partialdruck im Rohgas kann es zur Koh-lensäure- und weiter zur Karbonatbildung kommen. In einigen Anwendungsfällen muss Kali-lauge dem Wäscher zugeführt werden.

In der Praxis ist die Entschwefelung mit Eisenchelat auch unter dem Namen LO-CAT-Prozess bekannt. Dieses Verfahren ist ausgelegt, um Schwefelmengen in einem Bereich von 200 kg bis 20 t pro Tag zu entfernen, wobei Entschwefelungsraten von über 99,9 %3 erreicht werden. Bei Volumenströmen von ca. 1.000 m3/h können Gase mit einer H2S-Konzentration von ca. 0,1 bis 3 % gereinigt werden.

Die Konzentration an Eisen(III)-Ionen in der Lösung liegt bei 0,01 bis 0,05 Gew.-% [GTP 2005]. Grundsätzlich wird der LO-CAT-Prozess in zwei verschiedenen Varianten angeboten: aerob und anaerob.

Die aerobe Fahrweise wird beispielsweise angewandt, um H2S-belastete Abluftströme zu reinigen (z. B. zum Abbau der Geruchsbelästigung). Das H2S-beladene Gas wird in den Ab-sorber geleitet, das H2S durch den Kontakt mit der Eisenchelatlösung zu elementarem Schwefel umgewandelt und der Schwefelschlamm herausgefiltert. Gleichzeitig erfolgt im gleichen Reaktor die Regeneration der Lösung durch den im Gas bereits vorhandenen Luft-sauerstoff. Die H2S-Konzentration im Gas kann bei dieser Variante 50 bis mehrere tausend ppm betragen.

3 Dieser Wert bezieht sich auf die H2S-Entfernung. Eventuell können auch Mercaptane entfernt werden, COS und CS2

jedoch nicht.

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Abbildung 2.5: Verfahrensvarianten LO-CAT-Prozess: links aerobe Abluftentschwefelung, Mitte aerobe Bio-

gasentschwefelung mit Lufteinblasung, rechts anaerobe Biogasentschwefelung mit separater Regenerierung [GTP 2005]

Gleichzeitig erlaubt diese Ausführungsform auch die Behandlung von luftfreien Biogasströ-men, wenn kontrolliert Luft zugegeben wird (Autozirkulative Fahrweise). Auch hier findet die Entschwefelung und die Regeneration in einem Reaktor statt. Die Regeneration erfolgt si-multan durch das Einblasen von Luft in den Behälter.

Das gereinigte Biogas enthält allerdings nach der Entschwefelung Anteile der eingeblasenen Luft. Die aerobe LO-CAT-Variante ist kostengünstiger als das anaerobe Verfahren, da der apparative Aufwand deutlich geringer ist. Gegenüber dem anaeroben Verfahren hat sie aber den Nachteil, dass Luft in den Gasreinigungsprozess bzw. in das Biogas eingetragen wird.

Mit der anaeroben Ausführung können sauerstofffreie Gase von Schwefelwasserstoff be-freit werden. Dafür werden die Teilschritte Reduktion und Oxidation räumlich voneinander getrennt. Das zu reinigende Gas durchströmt einen mit Eisenchelatlösung gefüllten Reaktor, in dem die Schwefelbindung (Reduktion) erfolgt. Die reduzierte Lösung wird einem zweiten Behälter zugeführt, durch das Einblasen von Luft oxidiert und somit regeneriert und an-schließend im Kreislauf zurück in den Absorber gepumpt. Vorteile des LO-CAT-Verfahrens insgesamt sind: keine Verwendung toxischer Chemikalien, keine Bildung giftiger Nebenpro-dukte, geringe Kosten aufgrund gleichzeitiger Regeneration während des Entschwefelungs-prozesses, flexible Anpassung des Systems an unterschiedliche Volumenströme und H2S-Konzentrationen, minimale Betriebsüberwachung.

Da das LO-CAT-Verfahren ursprünglich nur für große zu entfernende Schwefelmengen kon-zipiert wurde, adaptierte GTP-Merichem das Verfahren für Gase mit geringen Schwefelbela-dungen unter 200 kg pro Tag: das MINI-CAT-Verfahren. Dieses Verfahren soll technisch deutlich einfacher (vermutlich ohne weitere Schwefelaufbereitung und geringerer prozess-technischer Steuerung) und kostengünstiger sein. Die Fa. GTP-Merichem gibt als Anwen-dungsgebiete insbesondere die Biogas-, aber auch Deponiegasaufbereitung an. Angaben über Investitions- und Betriebskosten oder Betriebsmittelverbräuche zu diesem Verfahren liegen leider nicht vor. Ein vergleichbares Verfahren, das ebenfalls Eisenchelatlösung zur Entschwefelung nutzt, ist der SulFerox-Prozess. Die Eisen(III)-Ionen-Konzentration liegt bei 2-4 Gew.-%, wodurch die Reaktionskinetik und auch die Absorptionsrate beschleunigt wird [Ullmann 2000]. Gegenüber dem LO-CAT-Verfahren resultieren, bedingt durch die höhere Konzentration an Fe3+-Ionen, zum einen geringere Zirkulationsraten der Lösung, was zu ge-ringeren Energiekosten führt. Zum anderen treten aber erhöhte Kosten für die Herstellung der Lösung selbst auf. Neben Schwefelwasserstoff sind auch 70 % der Mercaptane entfern-bar.

Eine SulFerox-Entschwefelungsanlage für Klärgas (120 Nm /h Durchsatz) mit einem H2S-Gehalt im Rohgas von 3.500 ppmv kostete 1999 ca. 85.650 EUR. Dabei wurde eine H2S-Konzentration im Reingas von nicht mehr als 500 mg/m3 garantiert [Muche 1999a].

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2.2.1.4 Schwefelwasserstoffentfernung mit imprägnierter Aktivkohle

Die Abscheidung von Schwefelwasserstoff mit imprägnierter Aktivkohle erfolgt durch eine katalytische Oxidation des an der Aktivkohleoberfläche adsorbierten Schwefelwasserstoffs. Die Imprägnierung der Aktivkohle mit chemischen Substanzen wirkt dabei als Katalysator und bewirkt damit eine Erhöhung der Reaktionsgeschwindigkeit und der möglichen Bela-dungskapazitäten. Zur H2S-Entfernung können unterschiedliche Imprägniermittel angewen-det werden.

Mit Kaliumjodid (KI) imprägnierte Aktivkohlen

KI, das einen Anteil von 1-5 Gew.-% an Aktivkohle ausmacht [Henning 2005], kann nur ge-nutzt werden, wenn Sauerstoff und Wasser 4 vorhanden sind. Nachdem sich H2S und O2 zu-nächst in einem auf der Aktivkohlen-Oberfläche gebildeten Wasserfilm gelöst haben, reagiert O2 bereits bei niedrigen Temperaturen (50-70 °C) mit H2S unter Bildung von elementarem Schwefel und Wasser entsprechend der Bruttoreaktionsgleichung:

2 H2S + O2 S8 + H2O. Glg. 2-10

Genauer lässt sich der Vorgang durch die folgenden Reaktionsschritte beschreiben:

O2 + 6 KI + 2 H2O 4 KOH + 2 KI3 4 KOH + 2 [I2 KI] Glg. 2-11

2 [I2 KI] + 2 H2S + 4 KOH S8 + 6 KI + 2 H2O Glg. 2-12

KI wirkt als Katalysator reaktionsbeschleunigend auf diese Reaktion, des Weiteren wird durch die Anwesenheit von KI auch die mögliche, aber unerwünschte Bildung von Schwefel-säure (Nebenreaktion) vermindert, da das Oxidationspotenzial von I2 bzw. [I2 KI] dafür nicht ausreicht. Der entstandene Schwefel wird an der inneren Oberfläche der Aktivkohle adsor-biert, das Wasser desorbiert von der Katalysatoroberfläche. Beladungen bis zu 150 Gew.-% Schwefel und Reingaskonzentrationen von < 5 mg H2S/m3 sind möglich [SGC 2001]. In Ab-wesenheit von Sauerstoff kann die Oxidation des H2S auch durch mit KI3 imprägnierter Kohle erfolgen, wobei hier jedoch nur im stöchoimetrischen Verhältnis Schwefel gebunden wird.

Die beladene Aktivkohle wird in der Regel ausgetauscht und deponiert. Eine Heißgas- oder Heißdampf-Regeneration (Temperaturen über 450 °C) ist möglich. Trotz Aktivkohleregene-rierung verbleibt stets eine Restbeladung auf der Aktivkohle, die nur mit einem exorbitanten Mehraufwand (Heißdampf-Regeneration bei 800 bis 850 °C) entfernbar ist [Brauckmann 2002].

Vorteile der Aktivkohleimprägnierung mit Kaliumjodid sind: hohe Beladungskapazitäten, hohe erzielbare Endreinheiten und niedrige Betriebstemperaturen. Nachteilig ist, dass sowohl Luftsauerstoff als auch Wasser für die Schwefelwasserstoffentfernung benötigt werden und kaliumjodiertes Sorbens daher für eine Entschwefelung luftfreier Biogase nicht verwendet werden kann; es sei denn zwei Adsorber werden wechselseitig umschaltbar (ein Adsorber

4 Eine relative Feuchtigkeit von 60% wird empfohlen. Höhere Werte können dazu führen, dass Adsorptionsplätze der

Aktivkohle durch Wasser besetzt werden.

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unter H2S-Beladung und ein Adsorber unter Luftregenerierung) beladen. Aufgrund der hohen Betriebskosten – imprägnierte Aktivkohlen sind deutlich teurer als konventionelle Aktivkohlen – sollte dieses Verfahren nur zur Feinentschwefelung benutzt werden.

Mit Kaliumcarbonat (K2CO3) imprägnierte Aktivkohlen

Bei Temperaturen über 50 °C und unter der Voraussetzung, dass Wasserdampf und Sauer-stoff vorhanden sind, kann zur H2S-Entfernung eine mit Kaliumcarbonat imprägnierte Aktiv-kohle genutzt werden, wobei K2CO3 einen Anteil von 10-20 Gew.-% an Aktivkohle ausmacht [Henning 2005]. Durch die Reaktion von Schwefelwasserstoff mit K2CO3 und O2 bilden sich neben Kohlendioxid und Wasser auch Kaliumsulfat, dass an der Aktivkohleoberfläche adsor-biert wird:

H2S + 2 O2 + K2CO3 CO2 + H2O + K2SO4. Glg. 2-13

Die verbrauchte Aktivkohle kann mit einer Wasserwäsche und Nachimprägnierung regene-riert werden. Auch hier gilt wie für kaliumjodierte Aktivkohle, dass mit Kaliumcarbonat im-prägnierte Aktivkohlen nicht zur Feinentschwefelung sauerstofffreier Biogase und nicht zur Grobentschwefelung von Biogasen verwendet werden können.

Mit Kaliumpermanganat (KMnO4) imprägnierte Aktivkohlen

Geringe Konzentrationen an Schwefelwasserstoff in sauerstofffreien Gasen können mit Kali-umpermanganat imprägnierter Aktivkohle entfernt werden. Das Kaliumpermanganat wirkt dabei nicht wie Kaliumjodid als Katalysator (Sauerstoffaktivierung) sondern als Oxidations-mittel. Aufgrund dessen wird das Kaliumpermanganat während der H2S-Sorption stöchoi-metrisch verbraucht.

Die Adsorption von Schwefelwasserstoff an Kaliumpermanganat imprägnierter Aktivkohle beruht auf folgender idealisierter Reaktionsgleichung:

5 H2S + 8 KMnO4 MnSO4 + 4 K2SO4 + 7 MnO + 5 H2O Glg. 2-14

Schwefelwasserstoff (H2S) wird gebunden in Form von Kaliumsulfat und Mangansulfat. Die vielstufigen Elektronenübergänge dieser Reaktion führen zu einer Vielzahl von Nebenreakti-onen; so wandelt sich KMnO4 bei Temperaturen von 20 bis 100 °C in Mangan(IV)-oxid um [Henning 2005], das anschließend die Oxidation von H2S bewirkt:

2 KMnO4 2 MnO2 + 3/2 O2 + K2O Glg. 2-15

MnO2 + H2S 1/8 S8 + MnO + H2O Glg. 2-16

3 MnO2 + 2H2S MnSO3 +2 MnO + H2O Glg. 2-17

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2.2.1.5 Schwefelwasserstoffentfernung mit Zinkoxid (ZnO)

Die Entfernung von Schwefelwasserstoff mit Zinkoxid als Adsorbens, in der Regel in Pellet-form vorliegend, wird vorzugsweise zur Feinentschwefelung von Gasen eingesetzt. Neben der H2S-Entfernung sind unter bestimmten Randbedingungen auch Carbonylsulfid (COS) und Mercaptane mit ZnO abtrennbar, wenn diese vorher zu H2S hydrolisiert werden. Möglich ist dies durch eine Beimischung von CuO oder auch Al2O3 zum ZnO-Sorbens, das die Hydro-lyse katalysiert. Bei Temperaturen von 200 bis 400 °C reagieren Schwefelwasserstoff und Zinkoxid zu Wasser und unlöslichem Zinksulfid:

H2S + ZnO H2O + ZnS Glg. 2-18

COS + H2O CO2 + H2S. Glg. 2-19

Mit Zinkoxid können je nach Anwendungsfall Beladungskapazitäten von 17 bis 40 Gew.-% bezogen auf das kg Zinkoxid erreicht werden, wobei die Beladungskapazitäten mit abneh-menden Temperaturen ebenfalls abnehmen. Das beladene Adsorbens kann nicht regeneriert werden und wird daher nach Gebrauch ausgetauscht und deponiert. Führende Zinkoxid-Hersteller sind z. B. die BASF AG bzw. Südchemie AG aus Deutschland oder Haldor Topsoe AG, Dänemark.

Typische Anwendungsgebiete von Zinkoxid sind in der Petrochemie – insbesondere bei schwefelsensitiven Prozessen wie dem Steam Reforming – die Fein- bzw. Feinstentschwefe-lung (H2S, aber auch zur Abtrennung von COS, CS2 oder Methanthiol) von Erdgas oder auch Synthesegasen.

Je nach Anwendungsfall wird Zinkoxid in unterschiedlichen Modifikationen [Haldor 2005] angeboten. Reine ZnO-Pellets werden üblicherweise zur Feinentschwefelung von aus-schließlich mit H2S-belasteten Gasen verwendet. Durch Zugabe von Zusätzen wie CuO oder auch Al2O3 können parallel auch andere Schwefelverbindungen hydrolsiert und sorbiert wer-den. Dazu sind Prozesstemperaturen um 200-400 °C und die Anwesenheit von Wasser not-wendig. Hierbei erreichbare Endreinheiten sind üblicherweise H2S-Konzentrationen kleiner 1 ppmv. Um bei niedrigeren Prozesstemperaturen noch hohe Abscheideraten zu erzielen, kann die innere Oberfläche der Zinkoxidpellets durch oxidische Zusätze noch verbessert werden; allerdings, im Vergleich zu Standardsorbentien, verbunden mit etwas höheren Be-triebskosten. Sehr hohe Endreinheiten von weniger als 5 ppbv sind mit speziellen Zinoxid-Modikationen und Prozesstemperaturen von 150 – 360 °C möglich.

Als wichtigster Vorteil von Zinkoxidsorbentien sind die sehr hohen erzielbaren Endreinheiten von weniger als 1 ppmv bis zu wenigen ppbv zu nennen. Von Nachteil sind die hohen Sor-benskosten und hohe Prozesstemperaturen, die nur eine Feinentschwefelung von Gasen in Kombination mit anderen heißen Verfahrensstufen sinnvoll erscheinen lassen.

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2.2.1.6 Schwefelwasserstoffentfernung mit eisenhaltigen Reinigungsmassen

Die Entschwefelung von Biogas mit eisenhaltigen Massen erfolgt mit Eisen(III)-hydroxid (Fe(OH)3) oder mit Eisen(III)-oxid (Fe2O3). Die Verfahrensabläufe gestalten sich jeweils ähn-lich; Unterschiede bestehen z. B. in den Reaktionsbedingungen und den erzielbaren End-reinheiten. Beide Verfahren gehören zur Gruppe der adsorptiven (trockenen) Entschwefe-lungsprozesse.

Eisen(III) - hydroxid

Fe(OH)3, auch bezeichnet als Raseneisenerz oder Luxmasse, hat sich besonders bei der Klär- und Biogasaufbereitung etabliert. In einem ersten Schritt reagiert H2S mit Eisen(III)-hydroxid zu Eisen(III)-sulfid und H2O entsprechend folgender Reaktionsgleichung (Bela-dung):

2 Fe(OH)3 + 3 H2S 2 FeS + 1/8 S8 + 6 H2O. Glg. 2-20

Parallel wird das gebildete Eisen(III)-sulfid mittels Sauerstoff und Wasser aufoxidiert (Teilre-generation) [ATV 2002]. Es entstehen wieder Eisen(III)-hydroxid sowie elementarer Schwefel

2 FeS + 3/2 O2 + 3 H2O 2 Fe(OH)3 + S2 Glg. 2-21

oder je nach Temperatur

2 FeS + 3/2 O2 + 3 H2O 2 Fe(OH)3 + 1/4 S8. Glg. 2-22

Der entstandene Schwefel wird von der Reinigungsmasse (Fe(OH)3) adsorbiert und lagert sich an deren Oberfläche ab, so dass sich dadurch die reaktive Oberfläche für einen weite-ren Reinigungszyklus reduziert. Jeder Zyklus vermindert die Umsetzung von Schwefelwas-serstoff und die Aufnahmefähigkeit für den gebildeten Schwefel für den nächsten Zyklus, so dass ab einem gewissen Zeitpunkt keine weitere H2S-Entfernung mehr möglich ist. Das be-ladene Eisen(III)-hydroxid wird dann deponiert und durch „frische“ Reinigungsmasse ersetzt.

In der Praxis haben sich gute Reinigungsergebnisse bis zu einer Schwefelbeladung von 25 Gew.-% erzielen lassen. Bei Eingangskonzentrationen < 1.000 ppmv H2S bzw. < 5.000 ppmv sind bei optimaler Prozessauslegung und -steuerung Reingaskonzentrationen < 1 ppmv bzw. < 100 ppmv erreichbar [Dichtl 2001]. Die Entschwefelung mit Eisen(III)-hydroxid findet bei Umgebungstemperatur statt, sie wird in Turmentschweflern durchgeführt. Kleinere Anlagen arbeiten mit einem Einturmentschwefler, die Zufuhr von Sauerstoff (Luft) zur Regeneration erfolgt gleichzeitig mit dem Beladungsprozess. Bei größeren Anlagen (Vo-lumenstrom > 250 m3/h) werden zwei Türme genutzt, die wechselseitig beladen und regene-riert werden [ATV 2002]. Die Regenerierungsreaktion verläuft stark exotherm. Deshalb sollte die Temperatur während der Regenerierung überwacht werden, um eine Entzündung des Biogases zu verhindern. Des Weiteren ist bei der Regenerierung darauf zu achten, dass sich im Turmentschwefler keine explosionsfähigen Gemische bilden können.

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Eisen(III) - oxid

Bei der Entschwefelung mit Fe2O3 entstehen, analog zur Entschwefelung mit Fe(OH)3, in einem ersten Schritt (Beladung) unlösliches Eisen(III)-sulfid und Wasser. Im zweiten Schritt (Regenerierung) bilden sich durch die Oxidation von Eisen(III)-sulfid mit Sauerstoff wieder Eisen(III)-oxid und elementarer Schwefel [McKinsey 2003]:

Fe2O3 + 3 H2S 2 FeS + 1/8 S8 + 3 H2O Glg. 2-23

2 FeS + 3/2 O2 Fe2O3 + S2. Glg. 2-24

Auch hier belegt der entstandene Schwefel die aktive Oberfläche des Adsorbens Eisen(III)-oxids, das bei entsprechender Beladung ausgetauscht werden muss. Da die Regeneration stark exotherm verläuft, sollte die Temperatur aus sicherheitstechnischen Gründen über-wacht werden (Brandgefahr).

Das zu entschwefelnde Biogas sollte eine gewisse Feuchte enthalten, da die H2S-Bindung an Eisen(III)-oxid durch einen Wasserfilm auf der Oberfläche beschleunigt wird. Optimale Prozesstemperaturen liegen zwischen 25-50 °C; die Mindesttemperatur liegt bei 12 °C.

Eisen(III)-oxid wird in Form von Stahlwollen, imprägnierten Holzhackschnitzeln (Beladung von 20 g H2S je 100 g Holzhackschnitzel) oder auch Pellets (Beladung von 50 g H2S je 100 g Pellets) angewendet. Prinzipiell sind mit imprägnierten Holzhackschnitzeln neben Schwefel-wasserstoff auch Mercaptane entfernbar.

Die so imprägnierten Holzhackschnitzel oder Pellets weisen üblicherweise eine Beschich-tung von 100 bis 320 kg Fe2O3 je m Trägermaterial auf. Der Prozess kann entweder batch-weise – zwei Behälter, die wechselseitig beladen und regeneriert werden – oder kontinuier-lich mit in situ-Regenerierung durch Zugabe von Luft betrieben werden [Wellinger 2000]. Praktisch können Beladungskapazitäten bis max. 85 % der theoretisch möglichen Bela-dungskapazitäten, also ca. 0,56 kg H2S je kg Fe2O3 erreicht werden. Beladungskapazitäten bis 2,5 kg H2S je kg Fe2O3 sind möglich bei einer in situ-Zugabe von einigen Zehntel Prozent Sauerstoff.

Als nachteilig ist anzusehen, dass die mit Eisen(III)-oxid imprägnierten Holzhackschnitzel nach jeder Regenerierung ca. ein Drittel ihrer Beladungskapazität verlieren und daher maxi-mal zweimal regeneriert werden können. Bedingt durch den hohen Chemikalienverbrauch, die hohen Entsorgungskosten und das nicht ganz ungefährliche Verhalten der beladenen Holzhackschnitzel – die Regenerierung mit Luft ist stark exotherm und kann zum Brand füh-ren – ist die Anwendung dieses Verfahrens stark rückläufig. McKinsey Zicary [McKinsey 2003] führt Sorbenskosten von ca. 0,26 $/kg imprägnierte Holzhackschnitzel bzw. 0,86 $ je kg Fe2O3 an.

Eine Verbesserung gegenüber imprägnierten Holzhackschnitzeln stellt das „SulfaTreat-Verfahren“ dar, das hauptsächlich aus Fe2O3 oder Fe3O4 beschichteten Granulaten besteht. Die Anwendung ist gleich den imprägnierten Holzhackschnitzeln, erlaubt jedoch leicht höhe-re Beladungskapazitäten von 0,55 bis 0,72 kg H2S je kg Fe2O3. Als Materialkosten werden 0,88 $/kg angegeben.

Vorteilhaft gegenüber imprägnierten Holzhackschnitzeln sind: die deutlich verbesserte Be-triebssicherheit, da das Sorbens nicht selbstentzündend ist; höhere Schwefelbeladungska-pazitäten; längere Lebensdauer; geringere Betriebskosten; leichtere und sicherere Hand-

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habbarkeit [Natco 2005]. Von Nachteil ist nach wie vor der hohe Chemikalienverbrauch, die Entsorgungskosten und die begrenzte Regenerierbarkeit (analog zu Holzhackschnitzeln).

Weitere auf Fe2O3 basierende Verfahren sind das„Sulfur-Rite-Verfahren“ der Fa. GTP-Merichem, USA und das „Sulfa-Bind“-Verfahren der Fa. ADI, USA. Endprodukt bei der H2S-Sorption ist jeweils Pyrit (FeS2):

Fe2O3 + 3 H2S 2 FeS + 1/8 S8 + 3 H2O Glg. 2-25

FeS + 1/8 S8 FeS2 Glg. 2-26

2 FeS + 3/2 O2 Fe2O3 + 1/4 S8. Glg. 2-26

Womit sich aerob ergibt:

3 Fe2O3 + 12 H2S + 3/2 O2 2 FeS2 + 12 H2O. Glg. 2-28

Das Sorbens der Fa. GTP-Merichem besteht aus Keramikpellets, die mit einer Mischung aus Fe2O3 und reaktionsbeschleunigenden Promotoren beschichtet sind. Das Rohgas muss wasserdampfgesättigt sein; es sei denn genügend Sauerstoff ist im Rohgas vorhanden. Dar-aus folgend kann die H2S-Entfernung sowohl anaerob (mit Wasser) als auch aerob erfolgen [GTP 2005]. Die Sorbenskosten werden von McKinsey Zicaro [McKinsey 2003] mit ca. 70,4 USct/kg Sorbens angegeben. Die erreichbaren Beladungskapazitäten des Sulfur-Rite-Sorbens sind nicht bekannt; es gibt lediglich die Aussage, dass Sulfur-Rite-Sorbentien drei- bis fünfmal mehr Schwefel entfernen können als imprägnierte Holzhackschnitzel (0,56 kg H2S je kg Fe2O3).

Nach Aussage der Fa. ADI werden mit dem „Sulfa-Bind“-Verfahren Beladungskapazitäten um ca. 3,5-4 Gew.-% erreicht. Das mit Fe2O3 beschichtete Sorbens kann bis zu 15 mal rege-neriert werden, womit insgesamt Beladungskapazitäten bis 50 Gew.-% möglich sein sollen. Als erreichbare Endreinheiten gibt ADI 1 ppmv bei einer H2S-Konzentration im Rohgas von 30.000 ppmv und bis zu 0,2 ppmv bei einer H2S-Konzentration im Rohgas von 60-100 ppmv an [ADI 2005]. Die Materialkosten belaufen sich nach McKinsey Zicary [McKinsey 2003] auf ca. 1,40 $/kg Sorbens.

Nachteilig sind bei beiden Verfahren – wie auch bei der Verwendung von imprägnierten Holzhackschnitzeln – der hohe Sorbentienverbrauch und die relativ hohen Betriebskosten.

Mit den heute angebotenen Verfahren zur Entschwefelung mit eisenhaltigen Stoffen lassen sich Endreinheiten bezüglich Schwefelwasserstoff von wenigen ppm erreichen, abhängig vom Schwefelgehalt des Feedgasstroms. Nachteilig wirken sich, da keine Regeneration möglich ist, nur die mitunter hohen Verbräuche an Reinigungsmasse (Eisen(III)-hydroxid bzw. Eisen(III)-oxid) und die somit hohen Betriebskosten aus. Auch die Deponierung der beladenen Chemikalien kann sich in der Praxis als schwierig bzw. kostenintensiv gestalten.

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2.2.1.7 Bewertung und Auswahl geeigneter Biogasentschwefelungsverfahren

Die folgende Übersicht (Tabelle 2.5) bietet eine Übersicht zu den in den vorangegangenen Kapiteln beschriebenen Entschwefelungsverfahren. Dabei werden die unterschiedlichen Me-thoden hinsichtlich ihrer Investions- und Betriebskosten bewertet und zudem wird auch eine Empfehlung gegeben, ob die Verfahren eher zur Grob- oder zur Feinentschwefelung geeig-net sind. Des Weiteren werden Aussagen zu evtl. benötigtem Lufteintrag und zu spezifischen Eigenschaften der einzelnen Verfahren getroffen. Für die weiteren Betrachtungen werden als Grobentschwefelungsverfahren die Sulfidfällung und der Biowäscher (Bei Zusatzgasen auch Tropfkörperanlagen) und als Feinentschwefelungsverfahren imprägnierte Aktivkohle (KI, KMnO4) ausgewählt.

Tabelle 2.5: Bewertungsmatrix für unterschiedliche Entschwefelungsverfahren (IK – Investitionskosten, BK – Betriebskosten, G/F – Anwendung als Grob- oder Feinentschwefelungsverfahren)

Verfahren IK BK Luft-

eintrag G/F Sonstiges

Sulfidfällung + + - - Nein Grob Geringe Lastwechseldynamik

Interne biologische Entschwefelung

+ + + Ja Grob Geringe Lastwechseldynamik, unzuverlässig, Korrosionsgefahr in Fermenter, negativ ge-genüber Biogasausbeute

Tropfkörperanlage - - Ja Grob Lufteintrag, Verblockungsgefahr bei zu gerin-ger Luft-Zufuhr, träger H2S-Abbau

Biowäscher - - - Nein Grob für höchste H2S-Beladungen geeignet, hoher apparativer Aufwand

Eisenchelat – MINI-CAT anaerobe Fahrweise

- - Nein Grob für höchste H2S-Beladungen geeignet, hoher apparativer Aufwand

Eisenchelat – Sulfurex - - - Neina Grob für höchste H2S-Beladungen geeignet, hoher apparativer Aufwand

Aktivkohle – KI + + - - Ja Fein Hohe Beladungskapazitäten, Entsorgungs-kosten, Luft notwendig

Aktivkohle – K2CO3 + + - - Ja Fein Entsorgungskosten, Luft notwendig

Aktivkohle – KMnO4 + + - - Nein Fein Hohe Beladungskapazitäten, Entsorgungs-kosten, kein Lufteintrag

Zinkoxid + - - Nein Fein höchste Endreinheiten, Entsorgungskosten, kein Lufteintrag nötig, hohe Temperaturen (200-400 °C)

Raseneisenerz – Fe(OH)3 + - - Neina Grob Brandgefahr b, begrenzt regenerierbar, Ent-sorgungskosten

Fe2O3 – Holzschnitzel Sulfa-Treat-Verfahren Sulfa-Rite-Verfahren Sulfa-Bind-Verfahren

+ - - Neina Fein Brandgefahr nur bei Holzschnitzeln, begrenzt regenerierbar, Entsorgungskosten, hoher Chemikalienverbrauch

++ Investitions-/Betriebskosten sehr niedrig - - Investitions-/Betriebskosten sehr hoch a bei Ausführung als zweistufiger Prozess mit externer Regenerierung b Regenerierungsreaktion stark exotherm, Temperaturüberwachung notwendig

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2.2.2 Verfahren zur CO2-Abtrennung aus Biogas

2.2.2.1 Druckwechseladsorption (PSA)

Die Druckwechseladsorptionstechnik wird in vielen Anwendungsfällen zur Gastrennung, aber auch zur Gasaufbereitung verwendet. In der Regel werden Aktivkohlen, Molekularsiebe (Zeolithe) und Kohlenstoffmolekularsiebe als Adsorbentien verwendet. Das PSA-Verfahren ist weit verbreitet und technisch ausgereift. Übliche Anwendungsfälle sind Verfahren kleiner bis mittlerer Durchsatzleistung zur Wasserstoffabtrennung aus Prozessgasen, zur Sauer-stoffanreicherung für Verbrennungsprozesse oder zur Stickstoff- bzw.- Kohlendioxidabtren-nung von methanhaltigen Gasen wie Erdgas oder Biogas. Grundsätzlich begünstigen tiefe Temperaturen und hohe Betriebsdrücke die Adsorption von Gasen in festen Phasengrenz-flächen. Bei der Druckwechseladsorptionstechnik werden hauptsächlich kinetische und steri-sche, aber auch Gleichgewichtseffekte zur Gastrennung genutzt.

Adsorbentien

Grundsätzlich sind für Gastrennungsverfahren (zur Abtrennung von Kohlendioxid von Me-than) Kohlenstoffmolekularsiebe und Molekularsiebe (Zeolithe) prinzipiell geeignet.

Ausgangsstoff für Kohlenstoffmolekularsiebe ist vor allem Steinkohle, da hier bereits ein Po-rensystem mit Porendurchmessern im Molekularbereich vorliegt. Die Steinkohle muss für den technischen Prozess aber noch aufbereitet werden, damit das Porensystem systema-tisch variiert und die Porenradienverteilung in Verbindung mit einer genügend großen inne-ren Oberfläche entsprechend den Erfordernissen eingestellt werden kann. Dazu wird die Steinkohle fein zermahlen, mit Luft voroxidiert, mit Pech vermischt und zu Formlingen extru-diert. Im Anschluss daran ist oft noch eine thermische Nachbehandlung notwendig, um eine Erweiterung des Porensystems oder eine systematische Anreicherung von Submikroporen zu schaffen, die durch eine gezielte Teilvergasung oder durch Anlagerung von Crackkohlen-wasserstoffen erreicht wird [Knoblauch 1982, S. 332].

Unter Molekularsiebzeolithen versteht man eine „Gruppe von natürlichen oder synthetischen, hydratisierten Aluminiumsilikaten ein- oder mehrwertiger Basen, die ihr Wasser ohne Ände-rung der Kristallstruktur abgeben und anstelle des Wassers andere Verbindungen in das Gitter aufnehmen können. Die Zeolithe sind zum Basenaustausch fähig und weisen, bedingt durch ihren Gitterbau, Porenöffnungen zu den inneren Adsorptionshohlräumen des Kristall-gitters auf, die untereinander völlig gleiche Querschnitte aufweisen“ [Knoblauch 1982, S. 333].

Bei der Auswahl der Adsorbentien ist zusätzlich zu beachten, dass sich kohlenstoffhaltige Adsorbentien in bestimmten Parameterbereichen hydrophob verhalten und Zeolithe als hydrophil gelten müssen. Dies ist bei der Auswahl von Adsorbentien und entsprechenden Verfahren zu beachten; eine vorherige Gastrocknung ist also in bestimmten Fällen notwen-dig.

Da Molekularsiebzeolithe eine geringere Selektivität zwischen Stickstoff und Methan besit-zen, werden vorrangig Kohlenstoffmolekularsiebe als Adsorbens eingesetzt.

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Tabelle 2.6: Adsorptionsgleichgewichte ausgewählter binärer bzw. tertiärer Gasgemische [Kast 1988]

Adsorbens Gemisch

stärker

gebunden schwächer gebunden

Inertgas

Tempe-ratur [°C]

Druck [bar]

5A CO2 CH4 - 25 2,5 - 12 Hydrogen- mordenite 13X CO2 CH4 - 25 1 - 100

CO2 CH4 - 25 3 - 13 Aktivkohle AK

CH4 N2, CO - 25 3 - 13

26 - 123 mbar (H2O)

1 - 65 mbar (H2S) Molekularsieb MS 5 A H2O / H2S / CO2

CH4 (34 - 69 bar)

25, 50

0,17 - 4 bar (CO2)

Nach Auskunft von Rüttgers-CarboTech, Essen sind die Standzeiten für Kohlenstoffmoleku-larsiebe nahezu unbegrenzt, wenn keine besonderen Inhaltsstoffe im Gas enthalten sind. Probleme könnten langkettige Kohlenwasserstoffe oder Öltröpfchen aus einem ölgeschmier-ten Verdichter bereiten, wenn sie in die Adsorber gelangen. Dies gilt es also zu vermeiden.

Verfahrensbeschreibung

Druckwechseladsorptionsverfahren eignen sich für viele Anwendungsfälle, so z. B. zur Sau-erstoff-, Wasserstoff- oder Stickstoffgewinnung. Jedes Verfahren verlangt nach speziell dafür geeigneten Adsorbentien und auch nach individuellen Verfahrensprinzipien. Daher wird hier nur auf das spezielle Verfahren zur Methananreicherung aus Biogas eingegangen. Grund-sätzlich basieren alle Verfahren auf vier gemeinsamen Teilschritten:

1. Adsorption bei höherem Druck,

2. Desorption durch Druckabsenkung im Gleichstrom bzw. Gegenstrom,

3. Desorption durch Spülen mit Roh- oder Produktgas,

4. Druckaufbau mit Roh- oder mit Produktgas.

Unterschiedlich sind nur die jeweiligen Verknüpfungen zwischen den Teilschritten, die spezi-fischen Betriebsparameter und vorrangig das gewählte Druckniveau bei Adsorption und De-sorption.

Zur Gewinnung hochreinen Methans aus Biogasen muss vor allen Dingen zuerst die genaue Zusammensetzung des Biogases bekannt sein, da sich das zu wählende Verfahren haupt-sächlich nach den Anteilen der eventuellen Störgrößen Kohlendioxid, Sauerstoff und Stick-stoff richtet. Ist der Anteil von Stickstoff und Sauerstoff im Vergleich zu Kohlendioxid eher gering, fällt das Produktgas Methan am Adsorberausgang mit einem gewünschten oder vor-gegebenen Betriebsdruck an. Das heißt, Kohlendioxid, aber auch Schwefelwasserstoff H2S werden adsorbiert. Sind jedoch Stickstoff und Sauerstoff die maßgeblichen Störgrößen – bei Kohlendioxidgehalten unter 2 Vol.-% – so wird Methan adsorbiert und kann während der Regeneration als Desorbat gewonnen werden. Dies bedeutet jedoch auch, dass in den Fäl-len, in denen Stickstoff, Sauerstoff und Kohlendioxid gleichermaßen im Rohgas vorhanden sind, ein zweistufiges Adsorptionsverfahren unvermeidlich ist.

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Das aufzubereitende Biogas besteht aus rund 53 Vol.-% Methan und knapp 44 Vol.-% CO2. Der Rest besteht im Wesentlichen aus Wasserdampf und Schwefelwasserstoff sowie mögli-chen Falschluftanteilen. Letztere können mit einer rein auf die Abtrennung von CO2 ausge-legten PSA nicht entfernt werden und reichern sich daher im Produktgas an. Ein mögliches Verfahren hat den folgenden Aufbau.

Zunächst wird das Rohgas mit einem ölfreien Verdichter auf ca. 8 bar verdichtet. Es erwärmt sich dabei selbst in einem gekühlten Kompressor auf ca. 170 °C. Anschließend wird es auf unter 40 °C abgekühlt (je niedriger die Temperatur ist, desto besser läuft die Adsorption); das dabei anfallende Kondensat wird nach einer eventuell notwendigen Neutralisation in die Ka-nalisation abgelassen.

Nach der Verdichtung strömt das Gas von unten nach oben durch einen Adsorber. Häufig besteht die Schüttung in diesen Adsorbern aus zwei Schichten: einer unteren aus Zeolithen zur Adsorption von Wasserdampf und einer oberen, wesentlichen längeren aus Kohlenstoff-molekularsieben zur Adsorption von Kohlendioxid. Das Produktgas verlässt kontinuierlich den Adsorber mit nahezu gleichbleibendem Volumenstrom und fast konstanter Zusammen-setzung. Je nach Prozessführung lassen sich bei Abwesenheit von Falschluft Reinheiten über 98 Vol.-% Methan im Produktgas erreichen.

Bevor das KMS völlig mit den zu adsorbierenden Komponenten gesättigt ist, wird der ver-dichtete Rohgasstrom vom verbrauchten auf einen frisch regenerierten Adsorber umgeschal-tet. Der Produktgasanfall ist dabei unterbrechungsfrei. Der gerade verbrauchte Adsorber wird im Gegenstrom auf einen mittleren Druck zwischen Adsorptionsdruck und Umgebungsdruck entspannt. In dieser Phase enthält das Abgas, das am Adsorberboden anfällt, große Mengen an Methan. Zur Ausbeutesteigerung wird dieses Gas in einen gerade evakuierten Adsorber geleitet, der damit gleichzeitig etwas Druck aufbaut. Nach diesem ersten Entspannungs-schritt wird der Adsorber weiter im Gegenstrom entspannt bis auf Umgebungsdruck. Das entweichende Gas enthält nun hauptsächlich Kohlendioxid und zunehmend Wasserdampf. Es wird in die Umgebung abgegeben.

Um eine möglichst große Kapazität der Adsorbentien zu erreichen und um auch den Was-serdampf vollständig von den Zeolithen zu entfernen, wird in einem dritten Schritt der Adsor-ber mit einer Vakuumpumpe weiterhin im Gegenstrom evakuiert. Übliche Evakuierungsend-drücke liegen um 100 mbar absolut. Das Abgas wird wie vorher in die Umgebung abgeführt.

Nachdem der Adsorber so regeneriert wurde, kann er wieder zur Gastrennung vorbereitet werden. Zuerst wird das methanhaltige Abgas aus dem ersten Entspannungsschritt eines anderen, gerade erschöpften Adsorbers aufgefangen und damit ein erster Druckaufbau durchgeführt. Anschließend wird parallel zur Gastrennung in einem anderen Adsorber mit verdichtetem Rohgas ein vollständiger Druckaufbau bis auf Verdichterenddruck durchge-führt.

Je nach Dauer der Adsorptions-, Entspannungs-, Evakuierungs- und Druckaufbauzyklen können Anlagen mit 3 oder 4 Adsorbern parallel ausgeführt werden. Üblich sind für Biogas-aufbereitungsanlagen 4-Adsorber-Anlagen. Bei dieser Anlagenkonfiguration werden Me-thanausbeuten von bis zu 95 % erreicht. Durch die Einführung weiterer Gleichstrom- und/oder Gegenstrom-Spülzyklen mit Roh- und/oder Produktgas sowie Teilrückführung des Abgases vor den Verdichter lässt sich die Methanausbeute weiter steigern. Dafür werden dann aber 6-Adsorber-Anlagen benötigt (zusätzliche Spülzyklen); die Investitionskosten stei-gen dann entsprechend.

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2.2.2.2 Absorptive CO2-Abtrennverfahren

Unter Absorption sind Trennverfahren zu verstehen, bei dem ein Gas mit einer Flüssigkeit in Kontakt gebracht wird und eine oder mehrere Komponenten des Gases von der Gasphase in die Flüssigkeit übertreten (absorbiert werden). Dabei unterscheidet man zwei verschiedene Varianten: Physisorption und Chemisorption.

Bei der Physisorption (physikalischen Absorption) werden die absorbierten Gasteilchen mit van der Waals'schen Kräften an das Waschmittel gebunden. Grundsätzlich alle Gaskompo-nenten werden in jeglicher Flüssigkeit absorbiert, lediglich die Bindungsstärke der Gaskom-ponenten in der Flüssigkeit unterscheiden sich. Je höher die Bindungskräfte für eine einzelne Gaskomponente ausfallen, desto größer ist die Löslichkeit dieser Komponente in der Wasch-flüssigkeit, d. h. desto höher ist die Konzentration (und damit die aus dem Gas entfernte Menge) dieser Komponente in der Waschflüssigkeit bei gleichen Partialdrücken aller Kom-ponenten. Grundsätzlich begünstigen tiefe Temperaturen und hohe Betriebsdrücke die Ab-sorption von Gasen in Flüssigphasen.

Bei der Chemisorption wird die physikalische Absorption aller im Gas vorhandenen Kompo-nenten von einer nachfolgenden, chemischen Reaktion zwischen Bestandteilen des Wasch-mittels und einzelnen Gaskomponenten überlagert. Diese chemischen Bindungskräfte sind stärker als die van der Waals'schen, so dass durch Chemisorption eine viel größere Bela-dung der Waschflüssigkeit erreicht werden kann. Während Kohlendioxid in Wasser im We-sentlichen physikalisch absorbiert wird, unterliegt es bei Methanol oder Monoethanolamin (MEA) einer nachfolgenden Reaktion. Bei gleichen Partialdrücken in der Gasphase sind die Beladungen in den Chemisorptionsmitteln um ein vielfaches größer als bei Wasser. Da auch nur einzelne Komponenten mit dem Waschmittel reagieren, lässt sich dadurch eine deutlich größere Selektivität erzielen (absorbierte Menge an erwünschter Gaskomponente im Ver-hältnis zur absorbierten Menge an unerwünschter Gaskomponente).

Zur Wiedergewinnung der Waschmittel wird der Absorptionsstufe überlicherweise eine De-sorptions- oder auch Regenerationsstufe nachgeschaltet. Die Regenerierung kann bei der physikalischen Wäsche in der Regel durch Strippen – das Austreiben von flüchtigen Be-standteilen in die Gasphase durch Ausblasen mit einem Inertgas – oder durch Auskochen erfolgen. Der Vorteil der chemischen Waschmittel, nämlich die höhere Kapazität und Selekti-vität, wandelt sich im Hinblick auf ihre Regenerierbarkeit eindeutig in einen großen Nachteil. Chemische Sorptionsmittel lassen sich nur unter bestimmten Randbedingungen regenerie-ren, so dass unter Umständen nach Gebrauch eine Entsorgung des Waschmittels erfolgen muss. Ist eine Regeneration möglich, so ist im Allgemeinen ein hoher thermischer Energie-aufwand notwendig, da die Regeneration meistens durch Auskochen realisiert wird.

Die Wahl des Lösungsmittels hat entscheidenden Einfluss auf den notwendigen Aufwand bei der Regeneration und damit auf die Wirtschaftlichkeit des Verfahrens. Wichtigste Auswahlkri-terien für das optimale Lösungsmittel sind unter anderem von Fritz [Fritz 1992, S. 110] zu-sammengestellt worden:

- Ausreichend hohe Löslichkeit und hohe Selektivität des Lösungsmittels für die zu ab-sorbierende Gaskomponente

- Niedriger Dampfdruck des Lösungsmittels bei Absorptionstemperatur, um Lösungsmit-telverluste und damit eine zusätzliche Abgasverunreinigung zu vermeiden

- Niedrige Viskosität

- Einfache Regenerierbarkeit

- Chemische und thermische Stabilität zur Vermeidung von Korrosion

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- Günstiges Umweltverhalten

- Gute Verfügbarkeit und ein niedriger Preis.

Absorptive Verfahren werden, bedingt durch die hohen investiven Kosten, „vorrangig dann eingesetzt, wenn eine partielle Kondensation des Rohgases bzw. der abzutrennenden Kom-ponente ökonomisch und technisch nicht vertretbar ist oder Adsorption aufgrund zu großer Rohgasmengen unter gegebenen Zustandsbedingungen aufgrund eines apparativen Auf-wandes nicht vertretbar ist“ [Weiß, 1986, S. 194]. In Tabelle 2.7 bis Tabelle 2.10 sind die wichtigsten physikalischen und chemischen Waschverfahren zusammengestellt.

Üblicherweise erfolgt eine Abtrennung von sauren Komponenten – Kohlendioxid und Schwe-felwasserstoff – sowie Wasserdampf in Gasen mittels Absorptionsverfahren nur im groß-technischen Maßstab. Die Abtrennung von Wasserdampf erfolgt großtechnisch oft mit Gly-kolwäschern, die Abtrennung von Kohlendioxid und Schwefelwasserstoff häufig mit Aminwä-schern. Insbesondere bei der Aufbereitung von Erdgas wird häufig auf Absorptionsverfahren zurückgegriffen.

Um bei wechselnden Beladungen günstige Absorptionsverhältnisse einzustellen, werden zum Teil auch chemische und physikalische Absorption kombiniert eingesetzt. Als Wasch-laugen finden für die CO2-Abscheidung oft z. B. Monoethanolamin (MEA) – in Niederdruck-verfahren und wenn nur CO2 ausgewaschen werden soll - oder Diethanolamin (DEA) – in Hochdruckverfahren ohne Regeneration - Verwendung. Für die Abtrennung von CO2 und H2S dienen Methyldiethanolamin (MDEA) oder auch Triethanolamin (TEA), wobei MDEA eine höhere Affinität zu H2S gegenüber CO2 aufweist. Die genannten Verfahren werden von den großen Gasversorgungs- und Chemieunternehmen angewendet und können als „Stand der Technik“ eingestuft werden. Die komplexen Anlagen werden vollautomatisch betrieben. Probleme im Betrieb ergeben sich durch korrosive Laugen, die Bildung von unlöslichen Sal-zen und Schaumbildungen. Beim Einsatz auf Erdölplattformen bereitet auch das hohe spezi-fische Anlagengewicht Probleme.

Als ungünstig sind bei absorptiven Verfahren – insbesondere bei chemisorptiven – der steti-ge Lösungsmittelverbrauch durch unvollständige Regenerierung, durch Austrag aus dem Prozess über das Produktgas und der hohe Energiebedarf für die Regeneration des Lö-sungsmittels zu bewerten.

Nachfolgend werden in der Industrie häufig ausgeführte Absorptionsverfahren nach ihrem Wirkprinzip aufgelistet (Tabelle 2.7 bis Tabelle 2.10) und die für eine Biogasaufbereitung besonders relevanten Verfahren (Druckwasserwäsche, Selexol-Verfahren) eingehender be-schrieben.

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Tabelle 2.7: physisorptive Absorptionsverfahren zur Entfernung von CO2 und Schwefelverbindungen

Verfahren Absorptiv Waschmittel/Prozessbedingungen

Druckwasserwäsche (Flotech)

H2S, CO2, NH3 P > 10 bar, T 3 – 30 °C

Purisol-Wäsche (Lurgi)

H2S, COS, CO2, NH3, HCN, Aromaten

N-Methyl-2-pyrolidon, P > 20 bar, T -20 - +40 °C

Rektisol-Wäsche (Linde, Lurgi)

H2S, COS, organ. S, CO2, NH3, HCN,

Aromaten Methanol, P > 20 bar, T -70 - -10 °C

Selexol-Wäsche (Allied Chem. Corp.)

H2S, COS, organ. S, CO2, NH3, HCN,

Aromaten

Polyethylenglykoldimethylether, P > 20-30 bar, T 0 - +40 °C

Sepasolv-Verfahren (BASF)

CO2 Methylisopropylther/Polyethylenglykol

Tabelle 2.8: chemisorptive anorganische Absorptionsverfahren zur Entfernung von CO2 und Schwefelver-bindungen

Verfahren Absorptiv Waschmittel Sonstiges

Pottaschewäsche Catacarb-Verfahren, Benfield-Verfahren, (Lurgi, Eickmeyer)

SO2, H2S, HCN, COS, CO2

K2CO3-Lauge und Katalysato-ren (Lurgi) bzw. Borate

(Catacarb)

Reaktionsprodukt KHCO3, P 22-70 bar, T 70 – 120 °C

Kaltlaugewäsche CO2, H2S NAOH, 8 %ige Lauge NA2CO3, Na2S

Heißlaugewäsche COS NAOH, 2-4 %ige Lauge NA2CO, Na2S

Ammoniak-Wasser-Wäsche

CO2 5 % NH3 in H2O (NH4) 2CO3

Tabelle 2.9: physikochemisorptive Absorptionsverfahren zur Entfernung von CO2 und Schwefelverbindun-gen

Verfahren Absorptiv Physikalisch wirkendes Waschmittel

Sulfinol-(D/M)-Wäsche (Shell)

H2S, COS, Mercaptane, Aromaten, CO2

Mischung aus DIPA (Diisopropanolamin), MDEA, Wasser und Tetrahydrothiophendioxid

Amisol-Wäsche (Lurgi) H2S, COS, organ. S,

NH3, HCN, CO2, Aromaten

Gemisch aus Methanol, MEA, DEA, DIPAM (Diisopropylamin) oder Diethylamin

Genosorb (Clariant) CO2 Selexolbasiertes Amin, höhere Beladungskapazitäten

als Selexol-Verfahren, P > 20 bar, T 20-40 °C

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Tabelle 2.10: chemisorptive aminbasierte Absorptionsverfahren zur Entfernung von CO2 und Schwefelverbin-dungen

Verfahren Absorptiv Waschmittel Prozessbedingungen

MEA-Wäsche (Dow Chemical)

SO2, H2S, COS, CS2, CO2

2,5n Monoethanolamin, Oxidationsinhibitoren

P > Umgebungsdruck, T 40 °C

MEA-Wäsche (Union Carbide)

5n Monoethanolamin, Oxidationsinhibitoren

P > Umgebungsdruck, T 40 °C

DEA-Wäsche (SNEA)

H2S, COS, CS2, CO2

2n - 3n Diethanolamin P 8 - 70 bar, T 20-55 °C

MDEA-Verfahren (BASF)

H2S, CO2 Methyldiethanolamin

10-25 % in H2O P > 10 bar, T 50-70 °C

ADIP-Wäsche (Shell)

H2S, COS, CO2

DIPA und MDEA-Mischung (Diisopropanolamin/ Methyl-

diethanolamin) P > Umgebungsdruck, T 40 °C

Alkazid-Wäsche CO2, H2S Alkazid M in H2O

Druckwasserwäsche

Die Druckwasserwäsche ist das in Europa am meisten angewandte Verfahren zur Methan-anreicherung bzw. CO2-Abtrennung von biogenen Gasen. In Schweden werden so ca. 80-90 % des Biogases aufbereitet. Angeboten wird sie von der Firma „Flotech“, in Deutschland vertreten durch die „eco Naturgas Handels GmbH“ [Tentscher 2002].

Die unterschiedlichen Löslichkeiten von Methan und Kohlendioxid, auf denen das Verfah-rensprinzip beruht, sind in Tabelle 2.11 zusammengestellt. Aufgrund des amphoteren Cha-rakters des Waschmittels Wassers lösen sich neben den sauren Gasbestandteilen wie CO2 und H2S auch basische Komponenten wie Ammoniak weit besser als unpolare, hydrophobe Bestandteile wie Kohlenwasserstoffe. Ein Verfahrensschema für die Druckwasserwäsche zeigt Abbildung 2.6.

Tabelle 2.11: Übersicht über Löslichkeiten unterschiedlicher Biogaskomponenten in Wasser bei unterschied-lichen Temperaturen [Tentscher 2002]

Komponente Löslichkeit in Wasser bei 1 bar Partialdruck des gelösten Gases [mmol/(kg*bar)]

0 °C 25 °C

Ammoniak 53.000 28.000

Schwefelwasserstoff 205 102

Kohlendioxid 75 34

Methan 2,45 1,32

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Entspannungs-

säule

Desorptions-

säule

Luftzufuhr

Kühler

BiofilterCO2

Abgas

Filter

Wasserpumpe

Gastrockner

Aufbereitetes

Methangas

Rohbiogas

Wasser-

abscheiderVerdichter

Ab

so

rpti

on

ssäu

le

Abbildung 2.6: Beispiel für das Layout einer Biogas-Druckwasserwäsche [Tentscher 2002]

Zur Vorreinigung wird das Rohgas zunächst über einen Kiesfilter geleitet, an dem Feuchtig-keitstropfen und Schwebstoffe abgeschieden werden. Anschließend erfolgt in einem Kom-pressor die Verdichtung auf einen Druck von 3 bar, wodurch sich das Gas auf ca. 100 °C erwärmt. Nach Abkühlung des Gases und der Abscheidung von Kondensat wird das Gas in einer zweiten Kompressorstufe auf ca. 9 bar verdichtet. Nach abermaliger Abkühlung wird das Gas dem Boden der Absorptionskolonne zugeführt und durchströmt diese von unten nach oben. Die Kolonne ist im Allgemeinen als Rieselbettreaktor ausgeführt, in der Wasser, das in der Regel bei Temperaturen von 25 oder 5 °C (gekühlter Absorber) gehalten wird, im Gegenstrom zum Gas von oben nach unten läuft. Um eine möglichst große Kontaktfläche zwischen Waschwasser und Gas bei gleichzeitig geringem Druckverlust zu erzielen, ist die Kolonne mit Tropfkörpern gefüllt. Üblich ist bei hohen Kolonnen der Einsatz von Zwischen-böden, auf denen das Waschwasser gesammelt wird, um es über der darunter liegenden Schüttung wieder gleichmäßig zu verteilen.

In der Absorptionskolonne lösen sich die basischen und sauren Bestandteile im Wasser. Eventuell im Rohgas enthaltene Stäube und Mikroorganismen werden größtenteils ebenfalls vom Waschwasser aufgenommen. Anhand der Tabelle 2.11 ist ersichtlich, dass bei niedrige-ren Temperaturen größere Mengen absorbiert werden können; die gleiche Wirkung hat auch ein erhöhter Druck. Durch die Abkühlung des Waschwassers von 25 auf 5 °C kann die Ka-pazität der Anlage in etwa verdoppelt werden.

Das gereinigte Gas verlässt die Kolonne mit einem Methangehalt von > 96 Vol.-%, mit einer geringen CO2-Restkonzentration von 1 bis 2 Vol.-%. Es ist mit Wasserdampf bei der Be-triebstemperatur der Kolonne gesättigt, so dass es anschließend getrocknet werden muss. Dazu bieten sich adsorptive Gastrocknungsverfahren (Druckwechsel- oder Temperatur-wechseladsorption mit Molekularsieben, siehe Kapitel 2.2.4, S. 69) an.

Die Einhaltung der vom DVGW-Regelwerk G260 geforderten H2S-Belastung von höchstens 5 mg/m3 kann bis zu einer Rohgaskonzentration von durchschnittlich 5.000 ppmv mit einer Druckwasserwäsche gewährleistet werden. Darüber hinaus sollen nach Aussage des Her-stellers aber auch noch Stoßbelastungen bis höchtens 10.000 ppmv H2S mit abgefangen werden können, wenn die durchschnittliche H2S-Belastung des Rohgases deutlich unter 5.000 ppmv bleibt. Eine Feinentschwefelung nach der Druckwasserwäsche sollte nach Mei-

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nung der Autoren in solchen Fällen aber unbedingt vorgesehen werden. Bei höheren durch-schnittlichen H2S-Rohgaskonzentrationen und Spitzenkonzentrationen bis 30.000 ppmv soll-te vor Eintritt des Rohgases in die Druckwasserwäsche eine Grobentschwefelung – bei-spielsweise mit einem Biowäscher – erfolgen [Tentscher 2005].

Die höchsten Reinheiten lassen sich erzielen, wenn das Waschwasser nicht im Kreislauf geführt sondern stets frisches Wasser verwendet wird. Diese Variante sollte aber nur zur Anwendung kommen, wenn billiges Wasser zur Verfügung steht (z. B. Ablaufwasser aus einer Kläranlage). Diese Variante der Druckwasserwäsche ohne Kreislaufführung des Waschwassers ist die energetisch und auch wirtschaftlich günstigste Alternative. Darüber hinaus können mit dieser Variante auch eventuelle Verstopfungen bzw. Schwefelablagerun-gen (durch Einblasen von Luft wird das im Wasser gelöste H2S teilweise zu elementarem Schwefel oxidiert) in der zweiten Desorptionskolonne sicher vermieden werden. Steht nur teures Trinkwasser zur Verfügung, muss dieses in einem zweistufigen Verfahren regeneriert und kontinuierlich partiell ausgetauscht werden.

Zur Regenerierung wird das beladene Waschwasser einem ersten Desorber zugeführt, wo es auf einen mittleren Druck entspannt wird. Hier entweicht überwiegend das in geringen Mengen im Wasser mit gelöste Methan, das dem Rohgasstrom zur Ausbeutesteigerung – Reduzierung der Methanverluste auf ca. 2 % – vor der zweiten Verdichterstufe wieder zuge-mischt wird. In einem zweiten Desorber (Gegenstrom-Füllkörperkolonne) wird das Wasch-wasser von oben nach unten über die Packung geleitet. Am Boden der Kolonne wird bei at-mosphärischen Bedingungen Umgebungsluft eingeblasen. Bei diesem Strippvorgang belädt sich die Luft mit dem desorbierenden CO2 bzw. H2S und tritt am Kopf mit einem CO2-Gehalt von ca. 30 Vol.-% und einer H2S-Konzentration von maximal 0,1 Vol.-% aus. Dieses Abgas wird zur Schwefelwasserstoffentfernung über einen Biofilter geleitet und danach in die Atmo-sphäre entlassen oder alternativ auch zur Pflanzendüngung Gewächshäusern zugeführt. Bei Bedarf kann das CO2-reiche Strippgas auch auf technische Qualität aufbereitet werden, was aber mit zusätzlichen Kosten verbunden ist.

Ein Vorteil der Druckwasserwäsche liegt in der relativ großen Flexibilität des Verfahrens: Druck und Absorbertemperatur können je nach CO2-Gehalt im Rohgas individuell angepasst und die Menge des zirkulierenden Waschwassers in gewissen Grenzen variabel gesteuert werden. Neben den Vorteilen der Anlagensteuerung sind auch der kontinuierliche und vollau-tomatische Betrieb, ein mäßiger Wartungsaufwand und die praxiserprobte Zuverlässigkeit als vorteilhaft zu nennen. Darüber hinaus stellt das Verfahren der Druckwasserwäsche keine hohen Anforderungen an das Rohgas wie beispielsweise ein PSA-Verfahren, das eine vor-herige Entschwefelung und Trocknung fordert. Das Waschmittel Wasser selbst ist uneinge-schränkt verfügbar, ungefährlich und kostengünstig. Von Nachteil ist der hohe Energiebedarf für die Umwälzung der üblicherweise großen Waschwassermengen.

Selexolverfahren

Die physikalische Absorption mit Selexol (Mix aus Dimethylether und Polyethylenglykol) als Lösungsmittel (ursprünglich entwickelt von „Allied Chemical Corp.“; Lizenz heute liegt bei der „Union Carbide“, USA) wird vorrangig eingesetzt, wenn im zu reinigenden Gasstrom hohe Konzentrationen an Schwefelwasserstoff und Kohlendioxid vorliegen oder auch nur hohe CO2-Gehalte. Sie findet besonders bei der Erdgasaufbereitung Anwendung, wird aber auch zur Klärgasreinigung in den USA genutzt. Unter den physikalischen Lösungsmitteln zählt Selexol, das wie Wasser nicht giftig und nicht korrosiv ist, mit zu den am besten geeigneten, um CO2 und H2S zu entfernen. Das Verfahren verläuft ähnlich der Druckwasserwäsche mit einer Absorptionsstufe bei erhöhtem Druck (hier 20 - 30 bar) und einer Regenerationsstufe.

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Bei der Absorption wird die unterschiedliche Löslichkeit der sauren Bestandteile im Vergleich zu den Kohlenwasserstoffen ausgenutzt. Die Temperatur des Waschmittels liegt bei 40 °C, bei gekühlten Prozessen auch um 0 °C, da mit sinkender Temperatur die Löslichkeit der sau-ren Bestandteile steigt. Temperaturen unter 0 °C sollten jedoch vermieden werden, da die Viskosität dann stark ansteigt und erheblich mehr Energie zum Umwälzen erforderlich wird. Ein wesentlicher Vorteil des Selexol-Verfahrens gegenüber der Druckwasserwäsche liegt in der deutlich größeren CO2-Löslichkeit von Selexol. Dadurch wird erheblich weniger Wasch-flüssigkeit benötigt, um dieselbe Menge CO2 aus einem Biogas abzutrennen. Deshalb ist der Energieaufwand zur Flüssigkeitsumwälzung auch um ein Vielfaches geringer.

Wird nur CO2 aus einem trockenen, schwefelfreien Gas entfernt, ist die Regeneration genau-so einfach wie bei der Druckwasserwäsche. Die Waschlösung wird in einen Flash-Behälter entspannt, das austretende, methanreiche Gas (Methan ist in geringen Mengen auch in Se-lexol löslich) wird zur Ausbeutesteigerung vor den Verdichter zurückgeführt. Anschließend wird das Selexol mit Luft bei moderatem Unterdruck (atmosphärisch bis 800 mbar Unter-druck [SGC 2001]) gestrippt. Das dabei ausgetriebene Kohlendioxid kann ohne weitere Be-handlung in die Umgebung enlassen werden.

Neben CO2 lösen sich auch H2S und COS in Selexol. Zusätzlich werden organische Schwe-felkomponenten, NH3, HCN und auch Wasser gelöst. H2S und COS lösen sich sogar deutlich besser in Selexol (9 bzw. 2x besser löslich) als CO2. Dieser vermeintliche Vorteil erweist sich jedoch aus wirtschaftlicher Sicht als drastischer Nachteil, da mit einer Regeneration der Waschflüssigkeit durch Strippen bei leichtem Unterdruck eine nicht mehr ausreichende Reinheit des Waschmittels erreicht wird. Um mit H2S und COS beladenes Selexol wieder zu regenerieren, muss es ausgekocht werden. Dies erfordert einen extrem hohen Energieein-satz in Form von Mitteldruckdampf, da Selexol einen hohen Siedepunkt zwischen 200 und 350 °C besitzt. Hier ist die Wasserlöslichkeit des Selexols von Vorteil, da zum einen das Produktgas teilweise getrocknet wird und zum anderen der Siedepunkt der Waschflüssigkeit und damit auch der Energiebedarf zum Auskochen in der Heißregeneration sinkt. Eine Nachbehandlung des Abgases ist bei dieser Variante erforderlich (Rückkondensation des Waschmittels, Auffangen der Schwefelkomponenten) [Ullmann 2000].

Das Selexol-Verfahren stellt für eine CO2-Abtrennung von trockenen und schwefelfreien Bio-gasen eine energetisch günstigere Alternative zur Druckwasserwäsche dar. Für die hier be-trachteten feuchten und schwefelhaltigen Rohgase wird der Vorteil der wesentlich geringeren Waschmittelmenge für kleine Gasmengen jedoch mehr als aufgezehrt durch den Mehrauf-wand bei der Regeneration durch Auskochen. Alternativ müsste das Rohgas vor Eintritt in den Wäscher getrocknet und entschwefelt werden, oder das Selexol wird in der Regenerati-onsstufe nur gestrippt und ist dann nach kurzer Zeit mit H2S gesättigt. Dann müsste eine separate Entschwefelung hinter dem Wäscher erfolgen. Eine wirtschaftliche Anwendung des Selexol-Verfahrens zur kombinierten Abtrennung sauer Komponenten (CO2 und H2S) und Trocknung ist nur für sehr große Gasdurchsätze realisierbar.

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2.2.2.3 Membrantrennverfahren

Die Membrantechnik und insbesondere die Verfahren der Gaspermeation sind ein relativ neues Verfahren der Gasaufbereitung und -konditionierung. Es werden zwar heute bei der Erdgaskonditionierung bereits vereinzelt Membrantrennverfahren eingesetzt, die Trennleis-tungen reichen zur Zeit aber noch nicht aus, um die geforderten Produktreinheiten allein mit Membranverfahren zu erreichen. Für hohe Reinheiten müssen nach wie vor Hybridverfahren konzipiert werden. Bei der Biogasaufbereitung sind Membrantrennanlagen derzeit nur ver-einzelt als Pilotanlagen in Schweden oder der Schweiz anzutreffen bzw. existierten solche vor einigen Jahren in Deutschland und den Niederlanden (siehe Kapitel 2.2.6, S. 74).

Die entscheidende Triebkraft bei Membrantrennprozessen ist bei Porenmembranen ein Druckgefälle und bei Lösungs-Diffusionsmembranen (LMD bzw. auch „dichte“ Membranen) eine unterschiedliche Löslichkeit und Diffusionsgeschwindigkeit von Gasen über der Mem-bran, also zwischen Feedgas und Permeat [Rompf, 1996]. Dabei können beide Vorgänge – Diffusion und konvektiver Transport der Gasmoleküle – gleichzeitig stattfinden. Entscheidend ist letztlich, wie ein Potentialunterschied erreicht werden kann. Die Leistungsfähigkeit einer Membran wird im Wesentlichen durch ihre Permeabilität P – das Produkt der Löslichkeits- und Diffusionskoeffizienten - und ihre Trenncharakteristik – das Verhältnis der Permeabili-täten von Gasen zueinander – charakterisiert, die in der Regel nur experimentell bestimmt werden können. Wesentliches Kriterium für die Permeation der jeweiligen Gaskomponente durch die Membran ist die Diffusion und das Lösungsvermögen der Gasmoleküle selbst.

Da die Permeabilität von Kohlendioxid ca. 20-mal und die von Schwefelwasserstoff ca. 60-mal höher ist als die von Methan, permeieren diese zwei Komponenten deutlich schneller durch die Membran als Methan [SGC 2001]. Wie in Abbildung 2.7 qualitativ zu erkennen ist, können so mit dem Einsatz von Membrantrenntechnik CO2, H2S und andere wesentlich schneller permeierende Gaskomponenten wie z. B. Wasser vom Methan abgetrennt werden. Sie werden als Permeatstrom abgeführt, das mit Methan angereicherte Reingas hingegen verlässt das Modul als Retentat (Hochdruckseite).

N CH CO O CO H S H He H O2 2 2 2 2 2

langsamer schneller

4

Bild 6.2: Permeabilitäten verschiedener Moleküle

Abbildung 2.7: Permeabilitäten verschiedener Gase

Für den Anwendungsfall der Gaspermeation hat sich im Wesentlichen die Lösungs-Diffusionsmembran durchgesetzt, deren Trenneffekt auf unterschiedlichen Sorptions- und Diffusionseigenschaften der verschiedenen Moleküle im Membranpolymer beruht.

Um den polymerspezifischen Transportwiderstand zu verringern und technisch interessante Flussleistungen zu erzielen, müssen dünne und gleichzeitig stabile Filme hergestellt werden. Verwertbare Membranen haben Dicken im Bereich von 0,2 bis 10 m. Diese dünnen Schich-ten können nur durch einen geeigneten Membranaufbau realisiert werden.

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Durch einen Komposit- oder Integral-asymmetrischen Membranaufbau erhalten die dünnen Trennschichten einen stabilen Träger, der auch einen Einsatz unter hohen Drücken ermög-licht [Bellingen 1994].

Übliche Bauarten sind Schlauchmembranen – als Rohr, Hohlfaser oder Kapillare konzipiert – oder Flachmembranen, die als Platten-, Wickel- oder Kissenmodule konzipiert werden. Die Schlauchtypen bestehen in der Regel aus asymmetrisch aufgebauten Fasern, die je nach Anwendungsfall von innen oder von außen mit dem Rohgas beaufschlagt werden. Mit dieser Modulbauweise lassen sich besonders hohe Packungsdichten erreichen und sie erlauben eine kostengünstige Herstellung und Konfektionierung. Da die feinen Kapillaröffnungen leicht verstopfen, können diese Typen aber nur von reinen Fluiden durchströmt werden [Bellingen 1994]. Flachmembranmodule bestehen aus Membranblättern, die in Taschenform oder in Bahnen verklebt oder verschweißt oder zwischen Dichtungen eingespannt werden. Derartige Membranen sind durch Spacermaterialien so voneinander getrennt, dass der Feed- bzw. Permeatstrom ungehindert die Membranfläche überströmen kann. Wickelmodule bestehen aus verklebten Membranbahnen, die um ein zentrales Permeatsammelrohr gewickelt wer-den. Nachteilig an dieser Bauform sind die langen Permeatwege, die zu erheblichen Druck-verlusten, besonders auf der Permeatseite, führen. Vorzüge dieses Typs sind aber die kos-tengünstige Fertigung und relativ hohe Packungsdichten [Bellingen 1994].

Die Auswahl des geeigneten Modultyps richtet sich nach dem Anwendungsfall, der durch das Trennverfahren, die Volumenströme, die Betriebsdrücke und die Produktreinheiten be-stimmt wird. Sind große Membranflächen erforderlich, bieten sich aus Kostengründen Hohl-faser- oder Wickelmodule an. Platten- und Kissenmodule haben kurze Permeatwege und eignen sich daher für einen Vakuumbetrieb. Sie sind hinsichtlich der Bauform sehr flexibel, da die Membranfläche und die Strömungsführung dem Trennproblem leicht angepasst wer-den können. Für die Aufbereitung von biogenen Gasen haben sich aufgrund der hohen Pa-ckungsdichten Hohlfasermembranen durchgesetzt.

Verfahrensprinzipien und Anlagenkonzepte

Membrantrennanlagen können in verschiedenartigen Konfigurationen konzipiert werden. Unterschiedliche Modulverschaltungen und die Auswahl verschiedener Betriebsparameter ermöglichen zahlreiche Verfahrensauslegungen [Bellingen 1994]. Einen entscheidenden Einfluss auf die Trennleistung haben insbesondere die Modulbauform (Flach-, Hohlfaden-, Platten-, Wickelmodul), die Modulverschaltungen (Reihen- und Parallelschaltungen mit Rückführungen), der Wertstoffstrom (Permeat, Retentat) und die Druckverhältnisse (Hoch-druck, Vakuum).

Um die Trennleistung zu verbessern, können Modulschaltungen mit Rückführungen einge-setzt werden. Rückführungen erfordern jedoch jeweils zusätzliche Kompressoren oder Va-kuumpumpen. Die Rückführung eines Stoffstromes vergrößert außerdem den Gesamtvolu-menstrom der Anlage, die dann größer dimensioniert werden muss. Der Investitionsaufwand und der Energiebedarf einer Anlage mit Rückführung liegen damit deutlich über denen einer einfachen Trennstufe.

Verwiesen sei hier auf Bhide und Stern [Bellingen 1994], die die Wirtschaftlichkeit unter-schiedlicher Verschaltungskonzepte zur CO2-Abtrennung aus Erdgasgemischen mit Cellulo-seacetat-Membranen untersuchten. Dabei wurde festgestellt, dass zwei- bis dreistufige Kas-kadenschaltungen die wirtschaftlichste Lösung darstellen. Eine einfache, einstufige Modul-konfiguration wurde aber ebenfalls gut beurteilt, da die Betriebs- und Investitionskosten ver-gleichsweise gering sind. Es ist hierbei aber darauf hinzuweisen, dass Erdgas in der zitierten Untersuchung unter hohem Druck zur Verfügung stand und damit eine teure und aufwändige

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Verdichtung entfallen konnte. Da CO2 und Schwefelwasserstoff sowie Wasser wesentlich schneller als Methan durch Membranen permeieren, fällt der Produktstrom (Methan) hoch-druckseitig als Retentat an.

Demzufolge nimmt die Reinheit des Retentatstroms mit wachsender Membranfläche stetig zu, da die schneller permeierende Komponente durch die Membran abgezogen wird. Der Volumenstrom nimmt stetig ab. Die Reinheit des Permeatstroms hingegen ist bei kleinen Membranflächen am größten und nimmt mit wachsender Membranfläche ab, während der Volumenstrom zunimmt. Die Folge ist eine abnehmende Produktausbeute bei zunehmender Membranfläche, aber auch eine zunehmende Produktreinheit. In praktischen Anwendungen ist demzufolge nach einem Kompromiss aus Produktausbeute und Reinheit des Produktes zu suchen.

Voraussetzung für die Möglichkeit, Gasgemische zu trennen, ist eine Differenz der Partial-drücke auf beiden Seiten der Membran. Sie kann sowohl durch Druck auf der Feedseite als auch durch ein Vakuum auf der Permeatseite erzeugt werden. Hohe Druckverhältnisse be-deuten hohe Triebkräfte und begünstigen das Verfahren. Dabei führen unterschiedliche Ab-solutdrücke zum gleichen Druckverhältnis. Mit absolut höheren Feeddrücken werden größe-re Abreicherungen erzielt.

Retentat

Rohgas

Permeat

Permeat

Rohgas

Retentat

Einstufiger

Prozeß

Zweistufige Kaskade

mit Rückführung

Abbildung 2.8: mögliche Membranmodulkonfigurationen

Maßgeblich beeinflussend für die Wahl eines Vakuum- oder Hochdruckbetriebes sind hierbei auch die Konzentrationen der bevorzugt permeierenden Komponenten im Rohgas. Bei Kon-zentrationen der abzutrennenden Komponenten größer 20 bis 50 % erscheint eine Hochdruckpermeation günstiger, während zum Beispiel im Falle eines gering belasteten Rohgases ein Vakuumbetrieb vorzuziehen wäre [Rautenbach 1997]. Der Grund hierfür liegt notwendigerweise in den zu verdichtenden Rohgasströmen. Ein Vakuumbetrieb führt aber zu geringeren Retentatreinheiten.

Nach Bellingen [Bellingen 1994] führen hochselektive Membranen in niedrigen Druckberei-chen bis 10 bar auf der Feedseite und bei Einsatz eines einstufigen Membranmoduls zu den höchsten Ausbeuten.

Des Weiteren steigt die Methanausbeute mit dem Druckverhältnis wesentlich. Bei einem = 30 ist das Optimum aus hoher Trennleistung und niedrigen Energiekosten erreicht.

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Membrantrennverfahren eignen sich bedingt zur CO2- und H2S-Abtrennung von Methan bzw. Biogas. Der wesentlichste Aspekt hinsichtlich Investitions- und Betriebskosten ist der not-wendige Aufwand zur Verdichtung des Rohgases.

Hohe Produktreinheiten und Ausbeuten können mit den Selektivitäten der heute verfügbaren Membranen nur durch Kaskadenschaltungen mit Rückführungen erreicht werden. Bei mehrstufigen Anlagenkonfigurationen ist aber durch die erfor-derliche Rekompression des Retentatstroms der Energiebedarf sehr hoch. Einstufige Anlagen könnten zwar auch ein zufriedenstellendes Trenn-ergebnis liefern, jedoch muss man in Kauf neh-men, dass die Methanausbeute relativ gering ist. Das Permeat, also die abgetrennten Störgrößen, müssen weiter– beispielsweise in Biofiltern – nachbehandelt werden.

Bei einer Biogasaufbereitung mit Membrantrennprozessen haben sich im Wesentlichen bis-her zwei unterschiedliche Betriebsweisen durchgesetzt. In einem Hochdruckverfahren (tro-ckenes Verfahren) werden auf der Feedseite hohe Drücke von 25-40 bar als Triebkraft ange-legt [SGC 2001]. Dabei werden mit einer 1-Modul-Anlage Produktgasreinheiten (Retentat) von ca. 88 % Methan erreicht. Um Produktgasreinheiten von bis zu 96 % Methan zu errei-chen, müssen zusätzliche Module in Reihe geschaltet werden. Dadurch verringert sich aber gleichzeitig auch die Methanausbeute.

Dreistufige Hochdruck-Membrantrennanlagen mit Rezirkulation (Permeat der Stufen 1 und 2 läuft im Kreislauf, gasförmiges Permeat der Stufe 3 wird abgefackelt oder zur Dampferzeu-gung genutzt) erzielen sowohl hohe Methanreinheiten als auch –ausbeuten mit einer Rein-heit von bis zu 96 % Methan; allerdings um den Preis hoher Investitionskosten.

Das zweite Verfahren (Niederdruck, nasses Verfahren), jüngst für die Biogasaufbereitung entwickelt, bereitet Biogas mit Hilfe mikroporöser, hydrophober Membranen auf. Aufgrund eines Unterdrucks auf der Permeatseite diffundieren CO2 und H2S durch die Membran hin-durch, um dann auf der Permeatseite von einer Flüssigkeit (fließt im Gegenstrom zum Roh-gas) absorbiert zu werden. Als Absorbens werden Natronlauge (NaOH) für H2S oder Amin-Lösungen für CO2 genutzt. Mit diesem Verfahren können bei Temperaturen von 25-35 °C der Schwefelwasserstoffanteil von 2 % im Rohgas auf unter 250 ppmv im Reingas (Methange-halt > 96 %) reduziert werden [Wellinger 2000]. Als Vorteil des Niederdruck- gegenüber dem Hochdruckverfahren können geringere Betriebskosten (Unterdruck auf Permeatseite statt Rohgasverdichtung) genannt werden, andererseits muss die Membranoberfläche jedoch aufgrund der geringeren Triebkraft erhöht werden, um gleiche Trenneffekte zu gewährleis-ten, was die Kostenvorteile wieder relativiert.

Als Nachteil ist für den Einsatz von Membranverfahren zu werten, dass es bisher nur wenige ausgeführte Anlagen zur Erd- und Biogasaufarbeitung gibt und damit nur wenig Betriebser-fahrungen und Informationen verfügbar sind. Des Weiteren ist darauf hinzuweisen, dass die Standzeiten für Membranen in der Regel nur ca. 3 Jahre betragen (wobei sich bereits nach ca. eineinhalb Jahren die Permeabilität um ca. 30 % verschlechtert) [Rautenbach 1997].

Abbildung 2.9: Prinzip der Gaspermeation

Retentat

Rohgas

Permeat

Rohgas

Retentat

Permeat

p > p1 2

p2

p > p2 1

p1

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Membranverfahren haben aber nicht nur Nachteile. Attraktiv erscheinen der sehr einfache Aufbau, die einfache, nahezu wartungsfreie und unkomplizierte Handhabung des Verfahrens und die damit verbundene hohe Betriebssicherheit. Dies ermöglicht auch eine Reinigung kleiner Gasvolumenströme, ohne dass die spezifischen Kosten überproportional ansteigen.

Membranverfahren könnten wirtschaftlich in Kombination mit Wäschern oder Adsorptionsan-lagen zur Vorreinigung von Prozess-Strömen eingesetzt werden. Das Produktgas verlässt die Membrananlage hochdruckseitig und kann somit mit einer Druckwechseladsorptionsan-lage kombiniert werden oder direkt nach der Aufbereitung in das Erdgasnetz eingespeist werden. Des Weiteren sind durch Abminderung der Produktgasqualität erhebliche Kosten-einsparungen möglich, weshalb auch über eine Teilaufbereitung zu Zusatzgas (statt Erdgas-H) nachgedacht werden sollte.

2.2.2.4 Kryogene Verfahren

Üblicherweise wird die Kryotechnik zur Luftzerlegung, zur Gasverflüssigung für Transport- und Speicherzwecke, zur Gewinnung von Edelgasen (z. B. Helium aus Erdgas) aber auch zur Gasaufbereitung – zum Beispiel zur Stickstoffentfernung aus stickstoffreichen Erdgasen aus der Nordsee – im großtechnischen Maßstab eingesetzt. Übliche Kapazitäten sind hier 500.000 bis 1.000.000 Nm /h.

Ziel aller kryogenen Gasaufbereitungsverfahren ist also immer entweder die Gewinnung hochreiner Fraktionen oder die Reduzierung des Speichervolumens für Transportzwecke. Des Weiteren beschränken sich bisherige kryogene Anwendungen (Rektifikation) auf das binäre Gasgemisch Methan-Stickstoff, da speziell für dieses Gasgemisch bisher keine alter-nativen Trennverfahren zur Verfügung stehen.

Generell von Nachteil sind die immensen Energiekosten – von 0,3 kWh je Liter LCH4 bei großtechnischen Methanverflüssigungsanlagen bzw. 0,72 bis 1,15 kWh je Liter LCH4 bei kleintechnischen CO2-Ausfrierverfahren – kryogener Gasaufbereitungsverfahren, die nur bei bestimmten Anwendungen zu rechtfertigen sind. Bei einer Biogasaufbereitung und Einspei-sung in das Erdgasnetz sind beide Zielstellungen (höchste Reinheiten bzw. Reduzierung Speichervolumen) nur von untergeordneter Bedeutung. Dennoch gibt es zahlreiche Überle-gungen und Konzepte zur kryogenen Biogasaufbereitung auf die hier kurz verwiesen werden soll.

Grundsätzlich ist eine Gastrennung des Gasgemisches Methan-Kohlendioxid durch Tieftem-peraturrektifikation oder durch Ausfrieren des CO2 möglich. Beide Verfahren erfordern eine genaue Kenntnis der Phasengleichgewichte und des Löslichkeitsverhaltens von CO2 in gas-förmigem Methan. Besonders zu beachten ist auch das ausgeprägte Dampf-Feststoffgebiet von CO2-CH4-Gemischen, das gezielt für Ausfrierverfahren nutzbar ist. Des Weiteren ist das Rohgas generell vorher zu trocknen und zu entschwefeln.

Bei einer CO2-Abtrennung mittels Tieftemperaturrektifikation muss zwingend außerhalb des Dampf-Feststoffgebietes von CO2-CH4-Gemischen – also oberhalb 5 MPa – gearbeitet wer-den, um Verstopfungen innerhalb der Rektifizierkolonne zu vermeiden. Mit diesem Verfahren kann allerdings aufgrund des relativ guten Löslichkeitsverhaltens von CO2 in Methan nur eine hochreine CO2-Fraktion und eine mit CO2 verunreinigte Methanfraktion gewonnen werden. Eine Feinreinigung der Methanfraktion ist unablässig und kann beispielsweise in einem nachgeordneten Verfahrensschritt mittels Druckabsenkung (Überführung des Gemisches in das Dampf-Feststoffgebiet) durch Ausfrieren des CO2 erfolgen [SGC 2001].

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Ein weiteres rektifikatives Methan-Abtrennverfahren aus CO2-CH4-Gasgemischen beruht auf dem Prinzip durch Zugabe einer zusätzlichen flüssigen und mit Methan mischbaren Kompo-nente – vorzugsweise Alkane wie Propan oder Butan – die CO2-Kristallisation innerhalb der Rektifizierkolonne zu verhindern [Holmes 1981]. Durch die zusätzliche Flüssigkeit wird die Löslichkeit des sauren Gases CO2 in der flüssigen Phase erhöht und der CO2-Gehalt der aufsteigenden Dampfphase entsprechend minimiert. Mit dieser Verfahrensvariante ist es möglich jeweils reine Fraktionen zu gewinnen.

Eine weitere Möglichkeit der kryogenen CO2-Abtrennung aus methanhaltigen Gasen ist das bewusste Arbeiten im Dampf-Feststoffgebiet. Hierfür werden spezielle Wärmeübertrager, in denen das CO2 ausfrieren kann, sowie ein geeigneter Kälteprozess benötigt. Eine anschlie-ßende Methanverflüssigung erscheint hierbei sinnvoll, weshalb in den meisten Konzepten in der Literatur die beiden Verfahrensschritte miteinander gekoppelt werden [Bojarski 1988]. Besonders geeignet erscheinen dabei Rippenrohrwendelwärmeübertrager [Seime 1996].

Für weitergehende Betrachtungen sei an dieser Stelle auf folgende Literaturquellen verwie-sen: [Seime 1996], [Agsten 1992] und [Backhaus 1999].

Die Hauptvorteile kryogener Verfahren liegen in der größtmöglichen Methanausbeute (grö-ßer 98 %) und den im Vergleich zu allen anderen Verfahren höchstmöglichen Reinheiten von bis zu 99,99 % für Methan, einer einfachen Hochdruckeinspeisung oder Speicherung durch Verdichtung der noch flüssigen Produktmenge mittels Kryostatpumpen und der ebenfalls hohen Reinheit des Abproduktes CO2.

Nachteilig sind hauptsächlich die exorbitant hohen Anlagen- und Betriebskosten (maßgeblich durch viele Wärmeübertrager, aufwändige Isolierung und Verdichterkosten bestimmt), die nur durch größte Durchsätze relativiert werden können.

Schwankungen in der Rohgaszusammensetzung können durch kryogene Aufbereitungsver-fahren nur zum Teil kompensiert werden. Schwankungen innerhalb von 10 Vol.-% erschei-nen nach Angaben der Fa. „Linde“, Höllriegelskreuth [Berger 2001] noch als realisierbar, jedoch darf man dabei nicht mehr von einen zufrieden stellenden Wirkungsgrad der Anlage ausgehen. Zudem reagieren kryogene Trennanlagen sensibel auf Verunreinigungen im Gas. Dies bedeutet eine aufwändige Gasreinigung vor dem eigentlichen Prozess, die aufgrund der schwankenden Gasanfälle sicherlich auch etwas größer dimensioniert werden müsste als die eigentliche kryogene Verfahrensstufe.

Hinsichtlich Investitionskosten sind leider keine genauen Aussagen möglich, jedoch kann als sicher angenommen werden, dass eine Wirtschaftlichkeit erst ab Kapazitäten von 500.000 bis 1.000.000 Nm /h möglich ist [Berger 2001]. Dabei ist zu beachten, dass bei ausgeführten Anlagen das Gas oft bereits auf hohem Druckniveau vorliegt und so eine aufwändige und teure Verdichtung nicht mehr in vollem Maße notwendig ist.

Nach Schätzungen von „Linde“ [Berger 2001] könnte der investive Aufwand für eine Verflüs-sigungsanlage mit einer Kapazität von weniger als 1.000 Nm /h bei ca. 4-8 Mio. liegen.

Generell bleibt festzustellen, dass bisher kein Konzept einer kryogenen Biogasaufbereitung bzw. CO2-Abtrennung aus methanhaltigen Gasen das Planungsstadium oder den Labor-maßstab verlassen hat. Kryogene Gasaufbereitungsverfahren bleiben nach wie vor Anwen-dungen zur großtechnischen Luftzerlegung oder Erdgasaufbereitung (Trennung Methan-Stickstoff) vorbehalten. Die kleinsten bekannten Anlagen zur Aufbereitung methanhaltiger Gase sind Pilotanlagen in den USA der Firmen „Darnell“, „Schedule A“ und „BCCK“, die eine Kapazität von 2.000 bis 10.000 Nm /h anbieten [EPA 1997]. Deutsche Unternehmen geben als kleinstmögliche Anlagengröße 10.000 Nm /h an.

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2.2.2.5 Bewertung der Verfahren zur CO2-Abtrennung

Für die in dieser Studie betrachteten Biogasdurchsätze von 50 bis 500 Nm /h kommen für eine CO2-Abtrennung aus Biogasen sowohl unter technischen als auch unter wirtschaftlichen Gesichtspunkten nur absorptive Verfahren – vorzugsweise die Druckwasserwäsche – und das Verfahren der Druckwechseladsorption in Frage.

Kryogene Aufbereitungsverfahren sind für die betrachteten Durchsätze nicht wirtschaftlich darstellbar und auch nicht marktverfügbar. Membrantrennverfahren können unter bestimm-ten Randbedingungen eine sinnvolle Alternative bzw. Ergänzung zu absorptiven oder ad-sorptiven CO2-Abtrennverfahren darstellen; jedoch muss deren Praxistauglichkeit (z. B. wirt-schaftlich attraktive Standzeiten der Membranen) erst noch nachgewiesen werden.

Bei moderaten H2S-Belastungen im Rohbiogas kann mit einer Druckwasserwäsche parallel zu einer CO2-Abtrennung auch eine Entschwefelung erfolgen. Bei gekühlten Absorbern ist darüber hinaus auch eine Gasvortrocknung möglich. Die Methanverluste der Druckwasser-wäsche sind mit ca. 2 % moderat und im Vergleich zu PSA-Anlagen mit ca. 5 % Methanver-lust deutlich geringer. Als Vorteil ist weiter zu nennen, dass hohe Absorptionsraten bei den üblichen Verunreinigungen Kohlendioxid, Schwefelverbindungen und Wasserdampf möglich sind und das Verfahren kontinuierlich arbeitet. Bei absorptiven Verfahren sollte die notwen-dige Reinheit des Produktgases jedoch immer nur so hoch wie absolut notwendig angesetzt werden, da höchste Absorptionsraten den Lösungsmittelbedarf enorm steigern.

Als nachteilig zu werten sind hauptsächlich die hohen Betriebskosten (sehr große umlaufen-de Waschmittelmengen), die erst bei Durchsätzen größer 250 Nm /h eine höhere wirtschaft-liche Attraktivität der Druckwasserwäsche gegenüber der Druckwechseladsorption erlauben. Auch eine relativ geringe Flexibilität gegenüber schwankenden Rohgasmengen und Zusam-mensetzungen, das hohe spezifische Anlagengewicht und ein höherer Wartungsaufwand sind als nachteilig zu nennen.

Eine sinnvolle Option zur Druckwasserwäsche stellt das Selexol-Verfahren dar, wenn das Rohbiogas vorher entschwefelt und getrocknet wird.

Das Verfahren der Druckwechseladsorption ist Stand der Technik. Insbesondere bei Verfah-ren zur Methananreicherung von Biogas kann man auf einige ganze Reihe von Projekten insbesondere in Schweden zurückgreifen. Der Betrieb ist unproblematisch, der Wartungs-aufwand relativ gering. Die Standzeiten der Adsorbentien sind bei sachgemäßem Gebrauch nahezu unbegrenzt. Nachteilig im Vergleich zum Verfahren der Druckwasserwäsche ist je-doch, dass das Rohbiogas vor Eintritt in die PSA entschwefelt und getrocknet werden muss. Eine Kältetrocknung (Absenkung des Taupunktes auf 3 °C bei 8 bar) ist dabei ausreichend. Der Energiebedarf ist im Vergleich zu anderen Verfahren eher gering. Von Vorteil ist auch, dass dieses Verfahren für kleine Kapazitäten prädestiniert ist. Die Methanausbeute ist zwar geringer gegenüber kryogenen und absorptiven Verfahren, aber immer noch höher als bei Membrantrennanlagen.

Mit beiden Verfahren – Druckwechseladsorption und Druckwasserwäsche – können Me-thangehalte bis 96 Vol.-% im Produktgas (Erdgas-H-Qualität) erreicht werden. In allen nach-folgenden Betrachtungen in dieser Studie werden für eine CO2-Abtrennung aus Biogasen nur das Verfahren der Druckwechseladsorption und der Druckwasserwäsche weiter verfolgt.

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2.2.3 Biogasverdichtung

Eine Verdichtung des Biogases ist zum einen von den örtlichen Gegebenheiten des Erdgas-netzes (Druckniveau der anliegenden Leitung) und zum anderen vom konkreten Biogasauf-bereitungsverfahren abhängig. Einige Gasaufbereitungsverfahren wie beispielsweise die Druckwechseladsorption, die Biogasfeinreinigung mit Aktivkohlen oder eine Gaswäsche ver-langen gewisse Mindestdrücke für eine technisch bzw. wirtschaftlich optimale Betriebsweise.

Druckwechseladsorptionsanlagen arbeiten bei einem Betriebsdruck von 6 bis 10 bar [Carbo-tech 2004], die Betriebsdrücke bei absorptiven Gasreinigungsanlagen (Wäschen) schwan-ken je nach Absorptionsverfahren zwischen 6 bar und sehr hohen Drücken von bis zu 70 bar. Eine Gasreinigung mit Aktivkohle wird überwiegend bei Anlagendrücken zwischen 0,1 und 1 bar Überdruck durchgeführt.

In Erdgasverteilungsnetzen werden im Wesentlichen drei Druckbereiche unterschieden: Hoch- (HD), Mittel- (MD) und Niederdruck (ND). In den Haupttransportleitungen, die von Vor-lieferanten (Regional- und Ferngasgesellschaften) betrieben werden, wird das Erdgas unter Hochdruck zu den eigentlichen Gasversorgern befördert. Über die Mittel- und Niederdrucklei-tungen der regionalen und örtlichen Gasversorgungsunternehmen gelangt das Gas dann bis zum Endverbraucher.

Das Druckniveau der Niederdruckleitungen liegt unterhalb von 0,1 bar und ist auf höchstens 0,12 bar begrenzt (abhängig vom regionalen Gasversorgungsunternehmen). Mitteldrucklei-tungen werden in Bereichen von 0,1 bis 1 bar und Hochdruckleitungen mit Drücken ab 1 bar betrieben. Der Hochdruckbereich wird oftmals noch in die Bereiche 1 bis 4 bar (OVU), 4 bis 16 bar (Regionalverteilung) [Cerbe 1999] und die Höchstdruckebene (Ferngasleitungen), die Drücke größer als 16 bar umfasst, unterteilt. Hierbei ist zu bedenken, dass eine Biogasein-speisung in Höchstdrucknetze aus energetischen und wirtschaftlichen Gesichtspunkten nur mehr unter Umständen als sinnvoll erscheinen kann, da die aufzubringende Verdichtungsar-beit quadratisch mit dem Druckverhältnis zunimmt und mögliche Synergien mit Gasaufberei-tungsverfahren nicht mehr nutzbar sind.

Bei der Verdichtung eines mit Wasserdampf gesättigten Biogases fällt Kondensat an, dass abgeschieden werden muss. Mit einer Biogasverdichtung kann also eine Gasvortrocknung erfolgen; allerdings müssen die eingesetzten Verdichter auch für feuchte Gase geeignet sein. Mögliche Verschmutzungen im Biogas sowie auch bestimmte Gaskomponenten wie z. B. Schwefelwasserstoff, die die Funktionsweise des Verdichters einschränken können, müssen bei der Auswahl des Verdichters ebenfalls berücksichtigt werden. Viele Verdichter-bauarten sind ölgeschmiert. Dabei ist mit Restölgehalten von ca. 1-3 mg/m im Gas zu rech-nen, die bei bestimmten nachfolgenden Gasreinigungsverfahren, wie beispielsweise einer Biogasreinigung mit Aktivkohlen oder einer Druckwechseladsorption, zu technischen Prob-lemen führen können. Trockenlaufende Verdichter arbeiten zwar ohne Ölschmierung, haben aber den Nachteil, dass die Leckgasmenge deutlich über der bei ölgeschmierten Verdichtern liegt und dass Materialabriebe das verdichtete Gas verunreinigen können. Auch der Wir-kungsgrad dieser Bauart ist schlechter. Hinsichtlich der Fördermenge und des zu erzielen-den Enddrucks des Biogases erscheinen prinzipiell Hubkolbenverdichter, Drehkolbenver-dichter (Vielzellenverdichter5, Flüssigkeitsringverdichter, ölfreie Schraubenverdichter) und bei

5 Vielzellenverdichter sind Drehkolbenverdichter mit mehreren Schiebern.

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größeren Volumenströmen in bestimmten Fällen auch Turboverdichter (Radial- und Axial-verdichter) geeignet. In Erdgasnetzen (und oft auch in der Verfahrenstechnik) werden für den Rohrleitungstransport vorrangig nur Turbo- und Hubkolbenverdichter verwendet. Übliche Anwendungsgebiete, Durchsätze und Enddrücke für die unterschiedlichen Verdichterarten sind nachfolgend aufgelistet, wobei diese Angaben als Richtwerte zu verstehen sind [Vetter 1990]:

Hubkolbenverdichter kleine bis mittlere Durchsätze, Enddrücke über 10 bar, günstiger spezifischer Energieverbrauch, geringere Lebensdauer als Turbo-kompressoren, höherer Wirkungsgrad als Schraubenverdichter

Drehkolbenverdichter kleine bis große Durchsätze, i.d.R. kleine Enddrücke, ggf. zweistufi-ge Ausführung durch Hintereinanderschaltung von zwei Einheiten

Vielzellenverdichter: Hohe Zuverlässigkeit und Betriebssicherheit, Verdichtung verunrei-nigter oder verstaubter Medien möglich, Probleme mit kondensie-renden Dämpfen, 1-stufig mittlere Durchsätze bis zu 5.400 m3/h und Enddruck bis 5,2 bar; 2-stufig mittlere Durchsätze bis zu 1.800 m3/h und Enddruck bis 11 bar

Flüssigkeitsring- verdichter: ölfreie Verdichtung, Hohe Zuverlässigkeit, unempfindlich ggü. Flüssigkeiten und Stäuben, mittlere Durchsätze von 1.400 – 3000 m3/h; 1-stufig Enddruck bis 2,5 bar, 2-stufig Enddruck bis 6 bar

Schraubenverdichter: ölfrei, geringer Verschleiß, hohe Laufruhe und Lebensdauer (20.000 bis 50.000 Betriebsstunden), hohe Betriebssicherheit, unempfindlich ggü. Verschmutzungen und aggressiven Medien, mittlere Durchsät-ze von 540 – 21.600 m3/h; 1-stufig Enddruck bis 6 bar, 2-stufig End-druck bis 14 bar6

Turboverdichter hohe Laufruhe, geringer Verschleiß (Betriebszeiten bis 6 Jahre)

Radialverdichter: mittlere bis große Durchsätze von 2.000 – 100.000 m /h, größere Durchsätze möglich; Drücke bis 300 bar

Axialverdichter: kleine bis große Durchsätze von 50 – 70.000 m3/h, größere Durch-sätze über 1.000.000 m3/h möglich; Drücke selten über 10 bar, hö-here Drücke möglich; höherer Wirkungsgrad und kleinere Abmaße als Radialverdichter.

In Tabelle 2.12 sind mögliche Anwendungsbereiche ausgewählter Verdichter für Faulgas, Grubengas oder Erdgas (Gasarten sind dem Biogas ähnlich) der Firma „Gardner Denver Wittig GmbH“ gegenübergestellt.

Tabelle 2.12: Übersicht Gasverdichter – Einsatzbereiche und Eigenschaften von Verdichtern für Faulgas, Grubengas oder Erdgas [Gardner 2004]

6 Ölgeschmierte Schraubenverdichter erlauben höhere Enddrücke von bis zu 13 bzw. 21 bar bei einstufiger bzw. zweistu-

figer Bauweise.

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Bauart Förderbereich

[m3/h]

Überdruck

[bar]

Eigenschaften

Rotationsverdichter 100 – 5.000 1 – 2,5 ölgeschmiert, Restölgehalte 1 – 5 mg/m3

(Vielzellenverdichter) 150 – 3.000 3 – 10 ölgeschmiert, Restölgehalte 1 – 5 mg/m3

Seitenkanalgebläse 4 – 1.100

250 – 1.900

0,2 – 0,58

0,1 - 1

pulsationsfrei, ölfrei, leiser als Drehkolbenverdichter

Drehkolbenverdichter 20 – 10.000 0,1 – 1,4 ölfrei, nicht druckstoßfest

Für konkrete Preisangaben liegt jeweils ein Angebot von zwei Herstellern vor:

Beispiel 1: zwei parallel geschaltete einstufige Vielzellenkompressoren (Rotationsverdichter) der Fa. „Gardner Denver Wittig GmbH“, ausgelegt für insgesamt 75 m /h und einen End-druck von 8 bar, kosteten 32.000 EUR (Anfrage 01-04, Typ ROL 8).

Beispiel 2: einstufiger Hubkolbenverdichter der Fa. „Mehrer“, ausgelegt für: 75 m /h, End-druck 7 barü, kostete komplett 34.600 EUR (Preis 05/01, Typ TEL80/110/S4-15).

Membranverdichter sind für die Verdichtung von biogenen Gasen zwar technisch geeignet, jedoch aufgrund ihrer technisch aufwändigen Konstruktion nicht wirtschaftlich konkurrenzfä-hig zu Hubkolbenverdichtern. Diese Verdichter werden für sehr spezielle Anwendungen, wie beispielsweise für den Höchstdruckbereich (Enddrücke bis zu 4.000 bar [Vetter 1990]) und für die Verdichtung von Edelgasen, verwendet.

Bewertung der Verdichter

Eine Übersicht zur groben Bewertung der oben vorgestellten Verdichterbauarten zeigt Tabelle 2.13. Hierin werden vier verschiedene Eigenschaften mit einer einfachen Bewer-tungsskala von negativ/schlecht (-), über befriedigend (o) bis positiv/gut (+) beurteilt, wobei sich die Beurteilung auf die Eignung hinsichtlich des in dieser Studie betrachteten Biogas-durchsätze (50 m3/h, 250 m3/h und 500 m3/h) und auf sich anschließende Gasreinigungsver-fahren mit den bereits erwähnten typischen Druckniveaus bezieht.

Tabelle 2.13: Bewertung unterschiedlicher Verdichterbauarten nach ausgewählten Kriterien

Verdichterart Druck Durch-

satz

Lebens-

dauer Anwendung empfohlen?

Hubkolbenverdichter + + o Ja

Vielzellenverdichter o + +

Flüssigkeitsringverdichter o - +

Schraubenverdichter o o +

Radialverdichter o - + Nein

Axialverdichter + - + Ja

Die Tabelle 2.13 ist keineswegs als Richtlinie, sondern als erster Anhaltspunkt für die Vor-auswahl des richtigen Verdichtertyps zu verstehen. In der Praxis muss eine sorgfältige Aus-wahl mit dem Verdichterhersteller erfolgen, da neben den oben beispielhaft genannten Ei-genschaften noch eine Reihe weiterer Kriterien (z. B. Gaszusammensetzung, Feuchtegehalt des Gases, Pulsation, Aufstellungsort des Verdichters etc.) die Auswahl beeinflussen.

2.2.4 Biogastrocknung

Eine Trocknung des Rohbiogases ist aus mehreren Gründen zwingend notwendig:

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• aufgrund der Anforderungen aus DVGW G260 und G262,

• Vermeidung Korrosion durch stark korrosives Kondensat (enthält gelöstes CO2 und H2S) in nachfolgenden Anlagenteilen,

• aufgrund von Anforderungen sich anschließender Gasreinigungsprozesse (z. B. Druck-wechseladsorption)

Eine erste Gasvortrocknung kann z. B. durch eine Biogasverdichtung erreicht werden. Hierbei entsteht Kondensat, das nach der Verdichtung in einem Tropfenabscheider von der Gasphase abgetrennt werden kann. Deutlich wirksamer ist jedoch eine Gasvortrocknung mittels Gaskühlung auf Temperaturen um 3-5 °C und nachfolgender Tropfenabscheidung. Dadurch lässt sich der Wasserdampfanteil von ca. 3,1 Vol.-% (30 °C, Umgebungsdruck) auf unter 0,15 Vol.-% reduzieren. Durch eine vorherige Gaskompression (vor der Abkühlung) können die erreichbaren Taupunkttemperaturen noch weiter herabgesetzt werden. Die dafür erforderliche Kälte wird durch einen Kaltwassersatz bereitgestellt. Eine weitere Absenkung des Taupunktes bzw. Gaskühlung auf Temperaturen unterhalb des Wassergefrierpunktes ist technisch möglich, hat sich jedoch nicht bewährt (deutlich geringere Anlagenverfügbarkeit durch vermehrte Betriebsausfälle, zufrieren des Wärmeübertragers oder Ausfall der Kältean-lage). Dieses Verfahren der Gaskühlung ist Stand der Technik bei einer motorischen Bio-gasnutzung genutzt [Dichtl 2001]. Eine Kondensatbildung und darauf folgende Korrosion wird damit in nachfolgenden Anlagenteilen sicher vermieden. Eine Gastrocknung durch Gas-kühlung ist auch ausreichend für Biogasaufbereitungsverfahren wie die Druckwechselad-sorption (CO2-Abtrennung) oder adsorptive Entschwefelungsverfahren (kaliumjodierte Aktiv-kohle).

Die Anforderungen aus den DVGW-Arbeitsblättern G260 und G262 werden mit einer Gas-kühlung jedoch noch nicht erreicht. Die Vorschriften legen im Wesentlichen fest, dass die Wassertaupunkttemperatur des einzuspeisenden Gases mindestens unterhalb der Boden-temperatur (in der Regel 4 °C) des Leitungsnetzes in Abhängigkeit des jeweiligen Leitungs-druckes liegen muss. Des Weiteren wird darauf verwiesen, dass die relative Feuchte im Gasnetz 60 % nicht überschreiten sollte. Üblich sind Taupunkttemperaturen im Gasnetz von weniger als 3 °C bei einem Leitungsdruck von 70 bar. Diese Anforderungen sind z. B. durch die Ferngaslieferanten zu erfüllen. Prinzipiell geeignete Verfahren der Gasfeintrocknung – zum Erreichen der DVGW-Anforderungen – sind adsorptive Verfahren oder Glykolwäschen.

Glykolwäschen sind Stand der Technik bei der Erdgasaufbereitung. Als Absorbens wird Triethylenglykol eingesetzt, das bei Drücken von 20 bis 40 bar und Umgebungstemperaturen aufgrund seiner hygroskopischen Eigenschaften sowohl Wasserdampf als auch höhere Koh-lenwasserstoffe aus dem Rohgasvolumenstrom löst (physisorptive Wäsche). Die Wäsche wird üblicherweise als Gegenstromabsorber mit kontinuierlicher thermischer Regenerierung des Lösungsmittels bei Temperaturen um 200 °C (Desorption) betrieben [Weiland 2003]. Das im Absorber gelöste Wasser und andere Begleitstoffe werden aus dem Lösungsmittel ausgekocht und das Lösungsmittel anschließend wieder der Absorberkolonne zugeführt. Mit diesem Verfahren werden Taupunkte bis -100 °C erreicht [Schönbucher 2002].

Wie viele absorptive Verfahren kann auch dieses Verfahren aufgrund des hohen apparativen Aufwandes jedoch erst ab Durchsätzen oberhalb einiger 10.000 m /h wirtschaftlich betrieben werden.

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Adsorptive Gastrocknungsverfahren werden vielfach in der Industrie zur Trocknung von technischen Gasen (z. B. Druckluft) angewendet. Je nach Aufgabenstellung werden als Ad-sorbentien Molekularsiebe (auch Zeolithe), Kieselgele oder Aluminiumoxide eingesetzt.

Molekularsiebe (MS, künstlich hergestellte Aluminiumsilikate oder natürliche Aluminiumsilika-te, also Zeolithe) haben eine sehr enge Porenradienverteilung mit definierten Porendurch-messern (0,3–1 nm). Die Wasserdampfadsorption erfolgt vorrangig nach dem kinetischen oder sterischen Trenneffekt (je nach Adsorpt und MS-Modifikation). Molekularsiebe ermögli-chen hohe Wasserbeladungskapazitäten bei Gasen mit geringen relativen Feuchten (siehe Abbildung 2.10), sehr niedrige Taupunktemperaturen bis –90 °C; verursachen aber auch – aufgrund hoher elektrostatischer Adsorptionskräfte – einen etwas höheren Regenerierungs-aufwand im Vergleich zu Kieselgelen.

Abbildung 2.10: Wasseraufnahme verschiedener Adsorptionsmittel [Silica 2005]

Grundsätzlich kann die Selektivität von Molekularsieben durch Modifikation der Kristallstruk-tur sehr gut an vielfältige Trennaufgaben angepasst werden. Die sehr stabilen und abriebfes-ten Aluminiumoxide werden vorrangig zur Trocknung heißer Prozessgase eingesetzt.

Kieselgele eignen sich sehr gut zur Trocknung sehr feuchter Gase und ermöglichen hohe Beladungskapazitäten (siehe Abbildung 2.10). Die Wasserdampfadsorption erfolgt hier ab-hängig von der Porenradienverteilung entweder nach dem Gleichgewichtseffekt oder durch Kapillarkondensation (bei weitporigen Kieselgelen). Erreichbare Taupunkte liegen unterhalb von –60 °C [Kast 1988].

Die Adsorbentien werden als Granulat in von unten nach oben durchströmte Festbettadsor-ber eingebracht. Als übliche Arbeitsbereiche werden zumeist Umgebungstemperaturen und Drücke zwischen 6 und 10 bar angegeben. Dieses Verfahren wird vorrangig für kleine bis mittlere Volumenströme von 100 bis 100.000 m3/h angewandt. Für den diskontinuierlichen

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Betrieb ist ein Festbettadsorber ausreichend, bei kontinuierlicher Fahrweise sind mindestens zwei Adsorber notwendig, die wechselseitig beladen und regeneriert werden.

Zur Regenerierung des beladenen Adsorbens haben sich in der Praxis zwei unterschiedliche Verfahrensvarianten durchgesetzt: das kalt regenerierende (Heatless-Dryer-Prinzip) und das warm regenerierende Verfahren.

Bei dem wärmeregenerierten Verfahren wird der beladene Adsorber – nach Druckabsenkung – im Gegenstrom entweder mit einem Heißgas (Temperaturen um 120 bis 150 °C) durch-strömt oder der Desorber direkt beheizt und mit einem Spülgas beaufschlagt. In der Regel wird als Spülgas ein Teilstrom des Feed- oder des Produktgases verwendet, der im Kreislauf geführt wird. Aufgrund der erhöhten Temperaturen wird das bei der Adsorption aufgenom-mene Wasser wieder desorbiert und mit dem Heißgas ausgetragen. In Abhängigkeit der Re-generierungstemperatur, der Dauer des Spülzyklus und dem Wassergehalt des Regenerati-onsgases stellt sich ein Restwassergehalt im regenerierten Adsorbens ein, aus dem der er-reichbare Taupunkt des zu trocknenden Gases resultieren. Als gesamte Zykluszeiten (Ad-sorption und Desorption) werden mehrere Stunden bis Tage angegeben. Anwendung findet dieses Regenerationsverfahren vor allem bei größeren Durchsätzen, da der erhöhte Ener-gieaufwand bei kleineren Anlagen nicht zur Wirtschaflichkeit führt.

Bei der kalt regenerierenden Variante (Heatless-Dryer-Prinzip) wird der beladene Adsorber durch Druckabsenkung/Evakuierung und einer nachfolgenden Spülung (im Gegenstrom) mit einem entspannten Teilstrom (10-25 %, in der Regel mit ca. 15 %) des zuvor getrockneten Gases getrocknet. Das feuchte Spülgas wird in der Regel verworfen und nicht wieder dem Kreislauf zugeführt. Die gesamte Zykluszeit beläuft sich auf 2 bis 10 Minuten. Gegenüber dem wärmeregenerierenden Verfahren weist dieses Verfahren einige wichtige Vorteile auf. Das Heatless-Dryer-Prinzip ist ein technisch sehr einfaches Verfahren, mit dem sehr niedrige niedrige Taupunkte erreicht werden können und keine Prozesswärme zur Wasserdesorption oder Wärmeisolation benötigt wird. Des Weiteren wird eine längere Lebensdauer des Adsor-bens erreicht, da die verwendeten Adsorentien keinerlei thermischen Beanspruchungen un-terliegen. Das Heatless-Dryer-Prinzip arbeitet jedoch nur bei kleinen Durchflussmengen wirt-schaftlich [Kast 1988].

Bewertung

Für die in dieser Studie betrachteten Durchsätze von bis zu 500 Nm /h (Biogas aus Fermen-tation) bzw. bis zu 7.000 Nm /h (Synthesegas aus Biomassevergasung) sind die Verfahren der Gaskühlung bzw. adsorptive Gastrocknungsverfahren als geeignet zu betrachten. Die Auswahl des anzuwendenden Gastrocknungsverfahrens bzw. einer entsprechenden Kombi-nation verschiedener Gastrocknungsverfahren ist abhängig vom Biogasaufbereitungspfad – im Wesentlichen vom CO2-Abtrennverfahren (Druckwasserwäsche oder Druckwechselad-sorption – und vom Biogasdurchsatz.

Bei einer CO2-Abtrennung mittels Druckwasserwäsche ist eine nachgeordnete adsorptive Gastrocknung die erste Wahl. Bei kleinen Volumenströmen ist eine kalt regenerierende ad-sorptive Gastrocknung mit Molekularsieben zu favorsieren. Bei großen Volumenströmen ab 500 Nm /h kann sich unter Umständen bereits ein warm regenerierendes Verfahren mit Rückführung des Spülgases vor die Druckwasserwäsche rentieren.

Bei einer CO2-Abtrennung mittels Druckwechseladsorption (PSA) ist unter Umständen eine Kombination aus Gaskühlung – nach Verdichter und vor Eintritt in die PSA – und einer Gas-feintrocknung nach der PSA notwendig. Ob eine adsorptive Gasfeintrocknung nach der PSA notwendig ist, ist abhängig von der Trennleistung der PSA, die neben CO2 prinzipiell auch Wasserdampf aus dem zu reinigenden Gasstrom mit entfernt. Im konkreten Fall ist zu prü-

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fen, ob die PSA die örtlichen Forderungen nach einem entsprechenden Taupunkt erfüllt oder ob eine adsorptive Gastrocknung mit Molekularsieben nachgeschaltet werden muss.

2.2.5 Verfahren zur Biogasfeinreinigung

Zur Feinreinigung von biogenen Gasen – also zur Entfernung von Siliziumorganika, höheren Kohlenwasserstoffen und in aktivierter Form (durch Jodierung von Aktivkohle, siehe Kapitel 2.2.1.4, S.43) auch für Schwefelwasserstoff bzw. Ammoniak (mit Phosphorsäure getränkte Aktivkohle) – eignen sich vorrangig adsorptive Verfahren mit Aktivkohle. Weitere mögliche Verfahrensansätze sind Wäschen mit Wasser oder organischen Lösungsmitteln. Wäschen verursachen einen hohen apparativen Aufwand und können in den betrachteten Leistungs-größen den wirtschaftlichen Vergleich mit adsorptiven Verfahren nicht bestehen; es sei denn, eine Feinreinigung kann synergetisch mit einer CO2-Abtrennung erfolgen (z. B. Biogasaufbe-reitung mit Druckwasserwäsche). Des Weiteren ist die Belastung mit Siloxanen oder höheren Kohlenwasserstoffen in Biogasen so gering, dass sich andere Verfahren als eine Biogasfein-reinigung mit Aktivkohlen nicht rentieren. In der Praxis finden nur adsorptive Feinreinigungs-verfahren Anwendung. Anders verhält es sich bei der Aufbereitung von Faul- oder Deponie-gasen, die teilweise sehr hohe Schadstofffrachten beinhalten.

Siliziumorganika (Siloxane) finden sich in Ausnahmefällen in Biogasen, wenn bei der Vergä-rung Lebensmittelreste oder industrielle Abfälle als Co-Substrate mit verwendet werden. Eine Entfernung von Siliziumorganika ist notwendig, da diese zu Schäden in Brennkammern (z. B. in Motoren) führen können. Silizium-Grenzwerte werden in den DVGW-Richtlinien nicht ge-nannt, jedoch kann davon ausgegangen werden, dass für Siloxane mindestens die gleichen Anforderungen gelten wie für motorische Anwendungen. Höhere Kohlenwasserstoffe sind in der Regel in Biogasen aus Fermentation landwirtschaftlicher Substrate nur in sehr geringen Mengen zu erwarten.

Die adsorptive Biogasfeinreinigung mit Aktivkohlen ist ein technisch sehr einfaches Verfah-ren mit geringen Investitionskosten und einer hohen Betriebssicherheit. Bei geringer Gasver-schmutzung und optimaler Auslegung des Festbettadsorbers kann auch davon ausgegangen werden, dass die Betriebskosten gering sind. Verfügbare Leistungsgrößen beginnen bereits bei Durchsätzen von wenigen Nm /h und können bis zu einigen 10.000 Nm /h gehen.

An Aktivkohlen adsorbieren aufgrund der graphitähnlichen Oberfläche höhere Kohlenwas-serstoffe besonders gut. Die Beladungskapazitäten sind gegenüber Siloxanen mäßig (höchs-tens 15 Gew.-%, wenn keine höheren Kohlenwasserstoffe anwesend) und gegenüber chlo-rierten Kohlenwasserstoffen sehr schlecht. Nachteilig wirkt sich auf eine Adsorption von Silo-xanen die Anwesenheit von höheren Kohlenwasserstoffen aus, die bereits adsorbierte Silo-xanmoleküle wieder von den Adsorptionsplätzen verdrängen (konkurrierende Adsorption). Real ist deshalb bei Biogasen nur mit Siloxan-Beladungskapazitäten von höchstens 10 Gew.-% zu rechnen.

Des Weiteren muss das Biogas vor Eintritt in den Aktivkohleadsorber weitestgehend ge-trocknet sein und eine relative Feuchte von höchstens 30 bis 40 % haben. Höhere Feuchten führen innerhalb der Aktivkohle zu einer Kapillarkondensation. In der Folge kann mit einer vollgesogenen Aktivkohle keine Gasfeinreinigung mehr erfolgen.

Eine Regenerierung der beladenen Aktivkohle ist prinzipiell thermisch (z. B. Heißgasspülung) oder durch Entspannung auf Umgebungsdruck bzw. Vakuum-Evakuierung möglich; abhän-

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gig vom Stoffsystem und Verfahrensauslegung. In der Praxis hat sich eine Regenerierung der Aktivkohle vor Ort (durch Umschalten auf wechselseitig beladene Adsorber) nicht durch-setzen können, da die Betriebs- und Investitionskosten gegenüber einer zentralen Aufberei-tung (Austausch der Aktivkohlekartuschen) oder Einmalverwendung (und anschließender Deponierung bzw.Verbrennung) preiswerter Aktivkohlen zu hoch sind. Bei einer zentralen Aufbereitung wird die Aktivkohle vor Ort mittels schnell auszutauschender Kartuschen einge-baut und die beladene Aktivkohle zum Hersteller zurücktransportiert. Aktivkohlen lassen sich nur begrenzt regenerieren, da eine vollständige Regenerierung nur unter exorbitant hohem Aufwand möglich ist. Mehrfach benutzte Aktivkohlen werden schließlich deponiert oder ver-brannt. Aufgrund fallender Preise für Aktivkohlen geht man zunehmend auch dazu über, Ak-tivkohlen bereits nach einmaliger Verwendung zu verbrennen. Derzeit variieren die Anschaf-fungskosten zwischen 2 und 10 /kg; abhängig von der Abnahmemenge und dem Verwen-dungszweck. Innerhalb dieser Studie wird ein solches Feinreinigungsverfahren nicht vorge-sehen bzw. nicht weiter betrachtet, da Biogase aus nachwachsenden Rohstoffen keine Silo-xane oder nennenswerte Kohlenwasserstofffraktionen beinhalten. Generell sollte jedoch mit einer vorherigen Gasanalyse der Sachverhalt geprüft werden.

2.2.6 Ausgeführte Biogasaufbereitungsanlagen

Nachfolgend werden in Deutschland, Schweden, den Niederlanden und der Schweiz ausge-führte Anlagen zur Biogasaufbereitung kurz vorgestellt und erläutert. Das aufbereitete Gas wird dabei entweder als Fahrzeugtreibstoff genutzt oder in Gasnetze eingespeist.

Deutschland [Schulz 2004, SGC 2001]

Bis August 2004 existierten bereits 1.900 Biogasanlagen mit ausschliesslich motorischer Gasverwertung. Derzeit gibt es keine Anlage, die aufbereitetes Biogas in das öffentliche Erdgasnetz einspeist. Allerdings werden derzeit einige Anlagen zur Biogaserzeugung, -aufbereitung und -einspeisung geplant. Nachfolgend werden einige relevante Projekte der Gasaufbereitung bzw. auch Biogaseinspeisung vorgestellt.

Biogasanlage Albersdorf: Als Betreiber dieser durch die EU geförderten Anlage fungiert die „BioKraft Albersdorf GmbH & Co. KG“, wobei die Gemeinde Albersdorf als Eigentümerin und 90 in einem Maschinenring zusammengeschlossene Landwirte als Gesellschafter auftreten. Jährlich werden dort ca. 86.000 t landwirtschaftliche Biomasse verwertet, die sich aus 71.525 t Rindergülle, 3.475 t Schweinegülle, 7.500 t Maissilage und 3.650 t organischen Reststoffen zusammensetzt. Das erzeugte Biogas setzt sich im Wesentlichen aus 65 % Methan und 35 % Kohlendioxid sowie Spuren von Schwefelwasserstoff zusammen.

Das erzeugte Biogas wird biologisch entschwefelt und getrocknet und anschließend in einem BHKW verstromt. Die Abwärme wird zu 85 % in die Wärmeversorgung der Bundeswehrka-serne Ditmarsen bei Albersdorf eingespeist, was ca. 1/3 des gesamten Wärmebedarfs der Kaserne ausmacht. Der erzeugte Strom (6,7 Millionen kWh/a) wird zu 94 % in das öffentliche Netz eingespeist. Die restliche thermische und elektrische Energie dienen der Eigenversor-gung der Anlage. Insgesamt erzeugt die Biogasanlage Albersdorf eine Leistung von 836 kWel und 1.010 kWth.

Ende 2002 wurde auf dieser Biogasanlage eine Biogasaufbereitungsanlage (Druckwechsel-adsorption) mit einer Kapazität von 50 Nm /h in Betrieb genommen. Allerdings wurde das auf

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Erdgasqualität (96 % Methananteil) aufbereitete Biogas nicht in das Erdgasnetz eingespeist, sondern dem BHKW zugeführt. Die Versuche wurden Ende 2003 abgeschlossen. Gegen Ende der Versuchszeit wurde eine Selexol-Wäsche zur CO2-Abtrennung installiert und kurz-zeitig in Betrieb genommen. Mit der Selexol-Wäsche wurde eine um 1 % höhere Methankon-zentration im Produktgas erreicht. Darüber hinaus soll die Anlage weitestgehend störungsfrei gelaufen sein.

Klärgasanlage Mönchengladbach-Neuwerk: Errichtet 1981 vom „Niersverband“ als Pilotanla-ge (BMFT gefördertes Projekt), wurden über 15 Jahre hinweg bis August 1996 insgesamt 19,7 Mio. m3 Klärgas mittels MEA-Wäsche (chemisorptive CO2-/H2S-Entfernung) zu Erdgas-L-Qualität aufbereitet und durch das örtliche Gasversorgungsunternehmen (Stadtwerke Wil-lich) als Austauschgas abgenommen. Der Methangehalt des Gases betrug ca. 91 %, die H2S-Belastung lag immer unter 5 mg/m3 und der Taupunkt bei minus 5 °C bei 1 bar.

Erreichte die Gasabgabe im Jahr 1987 mit 1,7 Millionen m3 (ca. 400 m3/h) eingespeistem Gas ein Maximum, nahm diese bis zur Schließung der Anlage kontinuierlich ab. Als Grund hierfür wird der zunehmende Eigenenergiebedarf für die Beheizung der Faultürme angeführt, der durch eine Erhöhung der Faulschlammmengen verursacht wurde. Laut Betreiber verlief der Betrieb über die gesamte Betriebszeit hinweg störungsfrei und größtenteils wartungsarm; allerdings wird dieser Anlage nur eingeschränkte Wirtschaftlichkeit zugestanden.

Klärgasanlage Stuttgart-Mühlhausen: Auf der von der Stadt Stuttgart betriebenen Klärgasan-lage Stuttgart-Mühlhausen wurde über einen Zeitraum von sieben Jahren (Projektlaufzeit von von 1986-1993, EU-gefördertes Projekt) das anfallende Klärgas auf Erdgas-H-Qualität auf-bereitet. Die Gasaufbereitung erfolgte auch hier durch eine MEA-Wäsche. Die Kapazität der Anlage betrug ca. 400 m3/h, die danach an das Gasversorgungsunternehmen abgegeben werden konnten. Insgesamt wurden 5 Mio. m3 aufbereitetes Biogas in das städtische Netz eingespeist. Über die gesamte Laufzeit wird der Anlage ein störungsfreier Betrieb sowie Wirtschaftlichkeit bescheinigt.

Deponie Neuss-Holzheim: Als letztes Beispiel für Deutschland ist die Deponie Neuss-Holzheim zu nennen. Im Mai 1989 wurde in einem Pilotprojekt (3 Jahre Laufzeit) eine Gas-aufbereitungsanlage (Membrantrennanlage) mit einer Kapazität von 200 m /h zur Methanan-reicherung aus Deponiegas in Betrieb genommen [Welsch 1992].

Vor Eintritt in die Membrantrennanlage wurde das Deponiegas adsorptiv entschwefelt (Kali-umjodierte Aktivkohle), getrocknet (Gaskühlung mit Kaltwassersatz) und adsorptiv von Aro-maten und halogenierten Kohlenwasserstoffen befreit. Aufgrund geringer Beladungskapazi-täten (2,3 g halogenierten KW je kg AK) mussten für die zweite Vorreinigungsstufe zwei Ad-sorber in wechselseitiger Fahrweise (Adsorption und Desorption) betrieben werden. Die Zyk-luszeiten wurden mit 24 Stunden angegeben.

Die eigentliche CO2-Abtrennung bzw. Methananreicherung erfolgte in der Membrantrennan-lage (Membranwerkstoff Polyimid). Sie bestand aus fünf feedseitig außenumströmten Hohl-fasermodulen der Firma „UBE Industries“ mit einer gesamten Membranfläche von ca. 700 m2. Das Deponiegas wurde mit einem dreistufigen Kolbenkompressor auf 5 bis 35 bar ver-dichtet. Das Reingas (Zusammensetzung ca. 91 % CH4, 7 % N2 und 2 % CO2) fiel auf der Retentatseite (Druckseite) an. Das auf der Permeatseite anfallende Schwachgas (Zusam-mensetzung ca. 72 % CO2, 2 % O2, 1 % N2 und 25 % CH4) wäre für eine lokale Wärmever-

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sorgung nutzbar. Nach der Gasaufbereitung wurden Retentat und Permeat wieder vereinigt und abgefackelt, da eine weitere Nutzung der Gase im Rahmen dieses Projektes nicht vor-gesehen war.

Schweden [Schulz 2004; SGC 2001]

2001 existierten in Schweden über 230 Biogasanlagen, die insgesamt 1.400 GWh Biogas erzeugten. Davon stammten 60 % aus Kläranlagen, 30 % von Deponien und die restlichen 10 % aus der industriellen Abwasserbehandlung und Biomüll. Aufgrund des wenig ausge-bauten Erdgasnetzes in Schweden spielt die Biogaseinspeisung jedoch eher eine Nebenrol-le. Stattdessen wird das gewonnene Biogas vorrangig als Treibstoff für Fahrzeuge genutzt, da CNG von der Mineralölsteuer befreit ist. Die Anforderungen an aufbereitetes Biogas - un-abhängig davon, ob das aufbereitete Biomethan in das Gasnetz eingespeist oder als Fahr-zeugtreibstoff verwendet wird – sind teilweise deutlich strenger (siehe Tabelle 2.14) als die deutschen Vorschriften (DVGW-Regelwerk). Auch in Schweden muss der Heizwert (analog zu der DVGW-Vorschrift G 685) an die örtlich verteilte Gasqualität angepasst werden. In Schweden ist sowohl eine Austauschgas- als auch eine Zusatzgaseinspeisung möglich.

Tabelle 2.14: Anforderungen an das Biogas bei einem Einsatz als Fahrzeugtreibstoff bzw. einer Einspeisung in das Gasnetz in Schweden [Schulz 2004]

Bestandteil Grenzwert

Kohlendioxid < 3 %

Methan > 96 %

Sauerstoff < 1 %

Schwefel < 23 mg/m3

Wasser 32 mg/m3

Laholm: Derzeit gibt es in Schweden nur eine einzige Biogasanlage, die Biogas in das öffent-liche Gasversorgungsnetz (zur Versorgung der Stadt Laholm) einspeist. Die Anlage in La-holm wurde 1992 errichtet. Die Betreibergesellschaft (Laholm Biogas AB) setzt sich aus der „Södra Hallands Kraft AB“ (regionales Gasversorgungsunternehmen), der örtlichen 20 Landwirte umfassenden Landwirtsvereinigung und der Stadt Laholm zusammen. 2002 wurde eine weitere Anlage gebaut, um die Biogasproduktion noch zu vergrößern. Nachfolgende Angaben beziehen sich jedoch nur auf eine Anlage. Jedes Jahr werden in Laholm 25.000 t Gülle und 10.000 t andere Abfallmaterialien aus 15 Lebensmittelbetrieben verwertet. Das erzeugte Biogas weist einen Methangehalt von ca. 70 % auf. Insgesamt werden 10-15 GWh/a erzeugt. Bis zum Jahr 2000 wurde das Biogas motorisch verwertet und 300 Woh-nungen mit Wärme versorgt. 2001 wurde eine Biogasaufbereitungsanlage errichtet, die 250 m3/h auf Erdgasqualität aufbereitetes Biogas erzeugt.

Sowohl die Entschwefelung als auch die CO2-Abtrennung erfolgt mit einer Selexol-Wäsche. Anschliessend wird der Wobbeindex des aufbereiteten Biomethans durch Zugabe von 5-10 % Propan an die örtlichen Verhältnisse des Gasnetzes angepasst. Das Biomethan wird nach wie vor im Winter zur Wärmeversorgung der 300 Wohnungen genutzt; im Sommer je-doch in das lokale Gasnetz eingespeist. Laut Betreiber sollte im Jahr 2003 30 % des gesam-ten Gasbedarfs der Stadt Laholm (90GWh/a) durch Biogas abgedeckt werden.

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Linköping: In Linköping wird seit 1997 eine Biogaserzeugungs- und Aufbereitungsanlage zur Erzeugung von umweltfreundlichem Fahrzeugtreibstoff betrieben. Betreibergesellschaft ist die Linköping Biogas AB, die sich aus dem örtlichen Stadtwerk, einem Lebensmittelprodu-zenten „Swedish Meats“ und einem Landwirtschaftbetrieb zusammensetzt. Als Substrate werden ausschließlich Gülle und die Abfälle aus der Lebensmittelproduktion verwendet. Das erzeugte Rohbiogas wird über 4 Druckwechseladsorptionsanlagen und eine Druckwasser-wäsche auf Erdgasqualität (CH4-Gehalt 96-97 %) aufbereitet. Insgesamt werden 1.800 m3/h bzw. 3,7 Mio. m3/a Rohbiogas mit einem Methangehalt von 65 bis 70 % erzeugt.

Das aufbereitete Biomethan wird auschliesslich zur Versorgung (als Fahrzeugtreibstoff) der gesamten Stadtbusflotte (63) sowie 132 weiterer Fahrzeuge (u.a. 30 Taxis, 9 Müllfahrzeuge) genutzt. Das Projekt wurde öffentlich gefördert. Es ist geplant, die Biogaserzeugung bis 2006 auf 6 Mio. m3/a Biogas anzuheben. Weitere Anlagen zur Biogasaufbereitung in Schweden, die jedoch alle nur eine Aufbereitung zu Treibstoff verfolgen, sind Tabelle 2.15 zu entnehmen

Tabelle 2.15: Übersicht über Biogasaufbereitungsanlagen in Schweden [Wellinger 2000; SGC 2001]

Stadt Verwendete Substrate

CO2-bzw. H2S-Entfernung mit Durchsatz

[m3/h]

In Betrieb seit

Eslöv Klärschlamm,

Pflanzenabfälle Druckwasserwäsche 12/70 1998

Göteborg Klärschlamm Aktivkohle, Druckwechseladsorption 15 1992

Helsingborg Schlachthaus-

abfälle Aktivkohle, Druckwechseladsorption 20 1996

Jönköping Klärschlamm Druckwasserwäsche 150 2000

Kalmar Klärschlamm, Gülle

Schlachthausabfälle Druckwasserwäsche 70 1998

Kristianstad Klärschlamm Druckwasserwäsche 175 1999

Stockholm Klärschlamm Druckwasserwäsche 55 1997

Stockholm Klärschlamm Druckwechseladsorption 700 2001

Trollhättan Klärschlamm,

Fischabfälle Druckwasserwäsche 140 1996

Uppsala Klärschlamm,

Gülle Druckwasserwäsche 200 1997

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Niederlande [SGC 2001; Caddet 2001; Caddet 1996; Mozaffarian 2003]

In den Niederlanden war es zwischen 1986 und 1990 aufgrund des hohen Gaspreises sehr profitabel, Biogas in Erdgasnetze einzuspeisen. Aufgrund fallender Preise konnte sich eine Weiterentwicklung in diesem Bereich aber nicht fortsetzen. 1998, mit Einführung der „Grünen Elektrizität“, begann das Interesse an Biogasanlagen wieder zu steigen. Allerdings war es nach wie vor wirtschaftlicher, das Biogas lokal zu verstromen, als es in Erdgasnetze einzu-speisen. Trotzdem gibt es in den Niederlanden derzeit vier Anlagen, die Biogas einspeisege-recht aufbereiten (siehe Tabelle 2.16). Hierbei handelt es sich ursprünglich um Deponie-standorte, die zusätzlich durch Vergärung von kommunalen Abfällen (Speisereste, Gartenab-fälle) und Klärschlamm Biogas erzeugen und aufbereiten.

Tabelle 2.16: Übersicht über Biogasaufbereitungsanlagen in den Niederlanden [Wellinger 2000; SGC 2001]

Stadt Gasart CO2-Abtrennung Reingas

[m3/h]

In Betrieb seit

Nuenen Deponiegas Druckwechseladsorption 735 1991

Tilburg Deponie-/Klär-/Biogas Druckwasserwäsche 1.100 1994

Wijster Deponiegas Druckwechseladsorption ca. 500 1987

Vasse Deponiegas Membrantrennverfahren 300 1991-1998

Tilburg: Die Anlage zur Biogasaufbereitung in Tilburg [Caddet 2001, Tilburg 2005] wurde 1994 gebaut und entstand ursprünglich aus der Idee heraus, das Müllproblem in der dortigen Gegend zu minimieren. Betrieben wird es von einer Gesellschaft aus 9 Stadtbezirken, dem sogenannten „Samenwerkingsverband Midden-Brabant“, wobei Tilburg den größten Bezirk darstellt. Mit der Anlage kann sowohl Klär- als auch Biogas aufbereitet werden. Die folgen-den Angaben beziehen sich auf den Zeitraum 1994-1999 und betreffen maßgeblich die Bio-gasproduktion. Zur Verwertung kamen dort jährlich ca. 40.000 t kommunale Abfälle sowie 6.000 t nicht wiederwendbares Papier/Karton, das aus den umliegenden Bezirken einge-sammelt wurde. Insgesamt wurden in diesem Zeitraum jährlich ca. 3 Mio. m Biogas mit ei-nem Methananteil von 56 % erzeugt, das teils für den Eigenbedarf teils für die Gasaufberei-tung auf Erdgasqualität bestimmt war. Die Gasaufbereitung erfolgte in drei Stufen. Zuerst wurde das Gas verdichtet, gekühlt, getrocknet und entschwefelt. Im zweiten Schritt erfolgte bei 10 bar eine Druckwasserwäsche, zur CO2- und H2S-Abtrennung. Im letzten Schritt erfolg-te eine adsorptive Feinreinigung des Gases mit Aktivkohle (Feintrocknung und Abtrennung von Aromaten oder halogenierten Kohlenwasserstoffen). Insgesamt wurden jährlich 1.360.000 m3 aufbereitetes Biogas (abgezogen bereits die Mengen, die für die KWK-Anlagen vorgesehen waren) in das Erdgasnetz eingespeist. Während der Laufzeit wurde der gesam-ten Anlage, d.h. inklusive der Klärgas- und Abwasseraufbereitung, Wirtschaftlichkeit be-scheinigt. Heute werden in Tilburg pro Jahr ca. 6 Mio. m3 Gas (70 % Klärgas, 30 % Biogas aus kommunaler Abfall-Verwertung) erzeugt. Die Kapazität der Aufbereitungsanlage beträgt maximal 1.300 m3 Rohgas/h, woraus etwa 1.100 m3 Reingas pro Stunde erzeugt werden.

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Nuenen: Eine weitere Anlage zur Deponiegasaufbereitung befindet sich in Nuenen [Mozaffa-rian 2003]. Betreiber ist die Firma „Carbiogas“. Das anfallende Deponiegas wird zunächst gekühlt und getrocknet, danach auf 7 bar verdichtet, und anschließend mit jodidimprägnierter Aktivkohle entschwefelt. Nach einer nochmaligen Kühlung und Trocknung werden FCKW und NH3 adsorptiv entfernt. Im letzten Schritt erfolgt in einer Druckwechseladsorptionsanlage die CO2-Abtrennung. Das aufbereitete und in das Gasnetz eingespeiste Biogas weist einen Methangehalt von maximal 98 % auf. Die Anlage in Nuenen hat eine Kapazität von 1.200 m3 Rohgas/h bzw. 735 Nm /h Reingas.

Wijsters: In Wijsters (Betreiberfirma „VAM“) wird eine Deponie mit einem Deponiegasanfall von insgesamt 4.500 m3/h betrieben. Davon werden ca. 1.150 m3/h aufbereitet. In das Erd-gasnetz werden letztendlich 600 m3 Biomethan/h eingespeist. Die Gasaufbereitung erfolgt adsorptiv mit Druckwechseladsorptionsanlagen. Zunächst wird das Rohgas (Methangehalt ca. 56 %) auf 7 bar verdichtet. Anschließend wird das Deponiegas adsorptiv vorgereinigt (Abtrennung der Schadstoffe H2S, NH3 und FCKW in wechselseitig geschalteten Aktivkoh-leadsorbern). Zum Schluss erfolgt in einer Druckwechseladsorption die Methananreicherung. Jedes Jahr werden in Wijsters 30 Mio. m3 Deponiegas abgesaugt, wovon ca. 9 Mio. m3 auf Erdgasqualität aufbereitet und ca. 4,5 Mio. m3 eingespeist werden. Überschüssiges Gas wird über eine Fackel abgebrannt.

Vasse: Eine letzte erwähnenswerte Anlage befand sich auf einer Deponie in Vasse bei En-schede, die aufbauend auf den Erfahrungen der Deponie Neuss-Holzheim (s.o.) im Jahr 1991 errichtet und bis 1998 betrieben wurde [Welsch 1992]. Betreiber war die Firma „CO-GAS“. Im Gegensatz zur Anlage in Neuss-Holzheim erfolgte die Gasaufbereitung in einer anderen Reihenfolge. Zunächst erfolgte wieder eine adsorptive H2S-Abtrennung, danach die Verdichtung auf ca. 40 bar und daran anschließend die CO2-Abtrennung in der Membran-trennanlage (3 Hohlfasermodule der Firma „UBE Industries“). Im letzten Verfahrensschritt wurden Aromaten und Halogenkohlenwasserstoffe unter hohem Druck (das gereinigte Gas (Retentat) stand noch unter dem in der Membrantrennung benötigten Druck) adsorptiv abge-trennt. Dadurch konnten höhere Aktivkohle-Beladungen, geringere Behältergrößen für die zwei Adsorber und längere Zyklenzeiten (5 Tage) erreicht werden. Das Reingas hatte etwa einen Methangehalt von 87 Vol.-%. Durchschnittlich wurden 300 m3/h in das Erdgasnetz ein-gespeist. Der gesamten Anlage wurde trotz auftretender Schwankungen in der Rohgasquali-tät und –menge ein flexibler Betrieb bescheinigt. Auch eine Umstellung in der Prozessfüh-rung der Membrantrennanlage (1-stufig/2-stufig) zur Erhöhung der Methanausbeute konnte problemlos realisiert werden.

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Schweiz [Schulz 2004; SGC 2001]

In der Schweiz muss, ähnlich wie in Deutschland, grundsätzlich unterschieden werden, ob das aufbereitete Biogas in lokale Erdgasverteilungsnetze (ND) eingespeist oder begrenzt als Zusatzgas einer bestehenden Transportleitung (HD) zugemischt werden darf. Daraus erge-ben sich unterschiedliche Anforderungen an dessen Qualität. In ND-Netze eingespeistes Biomethan muss Austauschgasqualität aufweisen; sich also in seinen brenntechnischen Ei-genschaften nicht vom lokal verteilten Grundgas unterscheiden. Eine Zusatzgaseinspeisung (im Wesentlichen Abweichungen hinsichtlich des Methan- bzw. CO2-Anteils im Biomethan) ist auch in lokale ND-Verteilnetze prinzipiell möglich, wird aber auch maßgeblich dadurch limitiert, dass die Netzqualität nicht beeinträchtigt werden darf. Eine beispielhafte Übersicht über konkrete Anforderungen zeigt Tabelle 2.17 auf, die sich auf eine Einspeisung von Biogas in das Netz der Gasversorgung Zürich bezieht. Bisher ist die Errichtung von Bio-gasanlagen und zur Biogaseinspeisung überwiegend an Ortsgasversorgungsnetzen erfolgt.

Tabelle 2.17: Anforderungen an das Biogas bei einer Einspeisung in das Netz der Gasversorgung Zürich [Schulz 2004]

Einspeisung in

Verteilnetz (ND) Transportnetz (HD > 5 bar)

Methangehalt > 96 Vol.-% 60 Vol.-% (Funktion der Beimi-

schung)

Sauerstoffgehalt < 0,5 Vol.-% < 0,5 Vol.-%

Schwefelwasserstoff < 0,5 mg/m < 0,5 mg/m

Wasserdampftaupunkt Unterhalb der Bodentemperatur des Verteilnetzes, beim jeweils ma-

ximalen zulässigen Betriebsdruck (< 5 °C bei 2,5 bar Überdruck)

Grundsätzlich wird in der Schweiz bereits seit vielen Jahren an den Nutzungsmöglichkeiten von Biogas gearbeitet, wobei besonders die Gasnutzung als Fahrzeugtreibstoff im Fokus der Betrachtung steht.

Kompo-Mobil I: Mit dem Ziel Biogas zu Treibstoff für Kraftfahrzeuge aufzubereiten, startete 1995 das Projekt „Kompo-Mobil I“. Die Gasreinigung umfasste dabei folgende Schritte: H2S-Adsorption an Aktivkohle, Druckwasserwäsche zur CO2-Entfernung und eine adsorptive Gas-trocknung mit Molekularsieben. Das aufbereitete Biomethan wies folgende Kenndaten auf: H2S-Gehalt < 5 ppmv, Wasserdampf < 5 ppmv, Methangehalt ca. 93 %. Insgesamt hatte diese Pilotanlage eine Kapazität von 12 m3/h. Aufgrund dessen war der Energiebedarf dieser Anlage sehr hoch (ca. 1/3 des Heizwertes des aufbereiteten Gases).

Kompo-Mobil II: Danach startete ein Folgeprojekt mit dem Namen „Kompo-Mobil II“, in dem wesentliche Verbesserungen (durch die Erfahrungen aus dem ersten Projekt) erreicht wur-den. Die Biogasaufbereitungsanlage hatte nun einen höheren Durchsatz von 26 m3/h. Die CO2-Abtrennung erfolgte mit einer Druckwechseladsorption. Trotz der größeren Anlagenka-pazität reduzierten sich die absoluten Investitionskosten um ca. 1/3 im Vergleich zur ersten Pilotanlage. Der Eigenenergieverbrauch der Anlage konnte auf ca. 8 % des Heizwertes des aufbereiteten Gases gesenkt werden. Der Methangehalt lag nunmehr bei 96-98 %, der Heizwert des Biomethans bei 9,72 kWh/Nm3; H2S war nicht nachweisbar und die Taupunkt-

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temperatur lag dauerhaft unter -65 °C. Nach Berechnungen des Betreibers sei mit dieser Anlagengröße eine Verwendung des aufbereiteten Biogases in KWK-Anlagen (lokale Ver-stromung) wirtschaftlich sinnvoller als eine Nutzung als Treibstoff (Verdichtung, Einspei-sung).

Derzeit vertreibt das Gasversorgungsunternehmen „Erdgas Zürich“ aufbereitetes Biogas im Gemisch mit Erdgas (als „Naturgas“) als Fahrzeugtreibstoff an Tankstellen. Des Weiteren wird Biomethan auch als „Kompogas“ in örtliche Erdgasnetze von Zürich eingespeist. Dafür wurden mehrere Biogasanlagen mit Substratkapazitäten zwischen 1.500-10.000 t Abfall pro Jahr (verwendete Substrate: Haushaltsabfälle, Industrieabfälle, landwirtschaftliche Abfälle und Industrieabwässer) errichtet (bis Ende 1998 7 Anlagen). Das erzeugte Rohbiogas wird entsprechend aufbereitet (Entschwefelung, Gastrocknung und Druckwechseladsorption) und in das Erdgasnetz eingespeist. Das Erdgastankstellennetz, die „Naturgas“ (Biomethan) an-bieten, wird ständig ausgebaut. Seit Ende 2003 sind ca. 45 Tankstellen in Betrieb.

Migros Zürich: Die Lebensmittelhandelsgesellschaft Migros in Zürich transportiert ihre Bioab-fälle (Grünabfälle und Speisereste) zu entsprechenden Kompo-Gas-Anlagen. Jährlich fallen etwa 2.500 t Biomüll an. In den Kompo-Gas-Anlagen wird das erzeugte Biogas teilweise di-rekt verstromt oder nach entsprechender Aufbereitung in das Erdgasnetz eingespeist, um als Kraftstoff genutzt werden zu können. Des Weiteren tanken acht mit Biogas betriebene Last-kraftwagen der Firma „Migros“ das aufbereitete Biomethan als Kraftstoff an firmeneigenen Tankstellen. Neben dem Vorteil der geringeren Umweltbelastung können dadurch Kosten eingespart werden, denn Biomethan als Kraftstoff ist in der Schweiz von der Mineralölsteuer befreit. Da sonst keine weiteren Steuerbegünstigungen für den Betrieb derartiger Fahrzeuge existieren, entstehen für das Unternehmen leichte Mehrkosten. Trotzdem wird von positiven Erfahrungen berichtet. Derzeit wird geprüft, ob dieses System an weiteren Standorten in der Schweiz möglich ist.

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2.3 Entwicklung von geeigneten Biogasaufbereitungspfaden

Die Beschreibung und Entwicklung geeigneter Pfade zur Biogasaufbereitung zu syntheti-schem Erdgas orientiert sich in erster Linie an den sehr unterschiedlichen Verfahrensprinzi-pien – der maßgebliche und kostenentscheidende Verfahrensschritt ist die CO2-Abtrennung – und in zweiter Linie an den dabei erreichbaren Gaseinspeisequalitäten. Für die Beschrei-bung der Pfade werden weitestgehend die technischen Beschreibungen geeigneter Anbieter zugrunde gelegt. Diese Vorgehensweise setzt sich auch in Kapitel 3.3 bei der Betrachtung und Diskussion der Kosten fort.

Von einer Ausnahme abgesehen, kann in fast allen Fällen davon ausgegangen werden, dass die Verfahrensketten auf alle zu betrachtenden Volumenströme (50, 250 und 500 m /h) über-tragbar sind. Die einzige Ausnahme stellt nach derzeitigem Wissensstand die Biogasgrob-entschwefelung mit Hilfe eines Bio-Wäschers dar, der für kleine Volumenströme unterhalb 200 m /h nicht verfügbar ist. Grundsätzlich sind bei der Biogasaufbereitung zu Erdgassubsti-tut vier wesentliche Verfahrensschritte notwendig:

Biogasentschwefelung (Grob-, und falls notwendig, Feinentschwefelung),

Biogasverdichtung (eventuell mehrstufig),

Biogastrocknung,

CO2-Abtrennung.

Einzig mit dem Verfahren der Druckwasserwäsche kann der Schritt der Entschwefelung und der CO2-Abtrennung zusammengefasst werden und simultan erfolgen, allerdings ist bei die-sem Verfahren auch eine Nachbehandlung des Abgasstroms nach dem Stripper notwendig.

Bei der näheren Betrachtung der einzelnen Aufbereitungspfade werden jeweils die beiden in Kapitel 2.1.1 beschriebenen Referenz-Biogasanlagen zugrunde gelegt. Folgende Rohbio-gaszusammensetzungen werden dabei unterstellt:

„NaWaRo“-Biogasanlage: 53 % Methan, 43,7 % Kohlendioxid

„Gülle“-Biogasanlage: 57 % Methan, 39,7 % Kohlendioxid

Weitere Minorkomponenten sind: Wasserdampf mit 3,1 % (100 % r.F.) und Luft (O2 und N2) mit Anteilen unter 0,01 %. Schwefelwasserstoff wird mit 0,2 % H2S (2000 ppmv bzw. 3034 mg/Nm ) im Rohbiogas berücksichtigt. Andere eventuell in Biogasen vorkommende Minor-komponenten wie Ammoniak, Toluol, Siloxane, Chlor und Fluor (siehe auch Kapitel 2.1, S. 21) liegen üblicherweise unterhalb der Nachweisgrenze von 0,1 mg/Nm und werden für die Auslegung der Gasreinigungsverfahren vernachlässigt. Gleiches gilt auch für den eventuel-len Gehalt an Merkaptanen.

Als geeignete Aufbereitungsverfahren werden im Rahmen dieser Studie modellhaft zwei ver-schiedene CO2-Abtrennungsverfahren einschliesslich aller notwendigen vor- bzw. nachgela-gerten Verfahrenstufen näher erläutert: die Druckwechseladsorption (PSA) und die Druck-wasserwäsche. Mit beiden Verfahren kann sowohl Erdgas-H, als auch Erdgas-L-Qualität erreicht werden. Die verschiedenen Produktgasqualitäten sind durch eine entsprechende Anpassung der Prozessparameter – Druck, Verweilzeit und Temperatur – einstellbar. Da Erdgas-H in Deutschland die verbreitete Lieferqualität darstellt und im Rahmen dieser Studie nur exemplarische Einspeisequalitäten (Einstellung der brenntechnischen Kenndaten auf die Nennwerte der DVGW-Richtlinie G 260) behandelt werden können, wird auf eine eigene technische Darstellung der Aufbereitungsverfahren für Erdgas-L verzichtet und nur auf Be-sonderheiten oder Abweichungen hingewiesen. An dieser Stelle sollte noch bemerkt werden,

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dass für den konkreten Fall der Errichtung einer Biogasaufbereitungsanlage das Verfahren immer neu an die jeweiligen Gegebenheiten (Biogaszusammensetzung, Erdgaszusammen-setzung am Einspeisepunkt) anzupassen ist.

In dieser Studie werden vier Einspeisegasqualitäten für Biogase aus fermentativen Prozes-sen eingehend betrachtet: drei Austauschgasqualitäten (Erdgas-H mit bzw. ohne Brennwert-anpassung und Erdgas-L, die hier teilweise gemeinsam betrachtet werden) und ein Zusatz-gas. Daraus folgend werden modellhaft drei geeignete Aufbereitungspfade zur Biogasaufbe-reitung eingehender betrachtet und erläutert:

Pfad 1: Biogasaufbereitung zu Erdgas-H bzw. Erdgas-L mittels Druckwechseladsorption

Pfad 2: Biogasaufbereitung zu Erdgas-H bzw. Erdgas-L mittels Druckwasserwäsche

Pfad 3: Biogasaufbereitung zu Zusatzgas nach Teilaufbereitung

2.3.1 Biogasaufbereitung mittels Druckwechseladsorption (PSA)

Über diesem Pfad kann Biogas sowohl auf Erdgas-H-Qualität (Einspeisegasqualität 1 und 2 (BG-H-I bzw. BG-H-II), je nach Anforderung mit Brennwertanpassung) als auch auf Erdgas-L-Qualität (Modellfall 3, BG-L) aufbereitet werden. Der wesentlichste Verfahrensschritt ist die adsorptive CO2-Abtrennung mittels Druckwechseladsorption.

Bei Einsatz einer Druckwechseladsorption ist das Biogas vor der CO2-Abtrennung zu ent-schwefeln, zu verdichten und zu trocknen. Schwefelwasserstoff, Wasser und eventuell ande-re Minorkomponenten würden sonst auf den Kohlenstoffmolekularsieben adsorbieren und die Trennleistung der Druckwechseladsorption dauerhaft beeinträchtigen bzw. gänzlich zum Erliegen bringen. Vor Eintritt in die PSA sind folgende Grenzwerte einzuhalten: Schwefel-wasserstoff maximal 5 mg/m und Wasser maximal 0,2 g/m bzw. 0,15 Vol.-% [Carbotech 2004].

Die Schwefelwasserstoffentfernung sollte zweistufig erfolgen, da der Schwefelgehalt im Rohbiogas zu hoch für eine rein adsorptive Abtrennung mit imprägnierter Aktivkohle (z. B. Kaliumjodid, Kaliumpermanganat) oder Zinkoxid und damit unwirtschaftlich ist7. Die Grobent-schwefelung des Biogases kann bei Volumenströmen ab 200 m /h in einem Bio-Wäscher mit separater Regenerierung des Absorptionsmittels erfolgen8. Bei kleinen Biogasanlagen (z. B. 50 Nm /h) ist eine fermenterinterne Grobentschwefelung durch Zugabe von Eisenchloridlö-sung möglich. An dieser Stelle ist die Entscheidung zu treffen, ob auf sauerstoffverbrau-chende Entschwefelungsverfahren (Lufteintrag) zurückgegriffen werden soll oder nicht.

In den Fällen, in denen nicht der Nenn-Wobbeindex von 15,0 kWh/m (Erdgas-H-Qualität, Ws,n-Spanne von 12,8 bis 15,7 kWh/m , vergleiche DVGW G260, Tab. 3) erreicht werden

7 Allgemein kann gelten, dass eine rein adsorptive Schwefelwasserstoffabtrennung bei H2S-Belastungen größer

500 ppmv im Biogas nicht mehr wirtschaftlich ist; eine Grobentschwefelung also unbedingt erfolgen sollte.

8 Vorteil des Bio-Wäschers im Vergleich zur üblicherweise im Biogasanlagenbau verwendeten biologischen Entschwefe-lung mit integrierter Regenerierung ist die Vermeidung eines Lufteintrags in das Biogas. Nachteilig sind die etwas höhe-ren Investitionskosten des Bio-Wäschers.

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muss oder lediglich auf Erdgas-L-Qualität aufbereitet werden soll, ist der Eintrag von Luft bzw. Stickstoff in das Biogas unter Umständen vertretbar.

Hierfür sind bei Biogasanlagen mit Kapazitäten größer 250 Nm /h eine Grobentschwefelung mit einer biologischen Tropfkörperanlage mit integrierter Regenerierung sowie eine Feinent-schwefelung mit kaliumjodierter Aktivkohle gut möglich. Allerdings erfordert dieses Grobent-schwefelungsverfahren eine genaue Zuluftregelung und Kontrolle.

Prinzipiell als Grobentschwefelungsverfahren für kleine Volumenströme denkbar, ist zwi-schen der in der Praxis vielfach angewendeten im Fermenter integrierten biologischen Ent-schwefelung, der Sulfidfällung und der Schwefelwasserstoffabtrennung mit Eisenoxiden zu wählen. Dabei ist zu beachten, dass sowohl die interne biologische Entschwefelung als auch die H2S-Abtrennung mit Eisenoxiden Luft als Edukt benötigt und dadurch eine nicht unerheb-liche Inertfraktion (5-8 Vol.-%) in den Prozess eingetragen wird. Diese Verfahren können daher höchstens zur Biogasaufbereitung auf Erdgas-L-Qualität angewandt werden, wobei der maximal zulässige Sauerstoffanteil von 3 % im Austauschgas einzuhalten ist. Generell sollte – auch unter wirtschaftlichen Gesichtspunkten – bei kleineren Biogasanlagen als Grobentschwefelungsverfahren die Sulfidfällung favorisiert werden.

Des Weiteren verbleibt auch nach einer vollständigen Biogasaufbereitung (mit Luft verbrau-chenden Entschwfelungsverfahren) eine nennenswerte Stickstofffraktion im Biomethan. Al-ternativ dazu sollte bei kleinen Biogasvolumenströmen die Möglichkeit der Zusatzgasein-speisung – also die Mischung von Grundgas mit dem (teil-) aufbereiteten Biogas, das noch nicht die DVGW-Richtlinien erfüllt – betrachtet werden. Bei konkreten Planungen sollte zwi-schen den eben diskutierten Randbedingungen iteriert und das betriebswirtschaftliche Opti-mum entsprechend berechnet werden. Um eine Erdgas-H entsprechende Einspeisegasquali-tät (Modellfall 1 und 2, BG-H-I bzw. BG-H-II) zu erreichen, darf bei einer Entschwefelung des Biogases keine Luft eingetragen werden.

Für die weitere Betrachtung an dieser Stelle (Aufbereitung des Rohbiogases auf Erdgas-H-Qualität) wird daher als Grobentschwefelungsverfahren für Volumenströme um 50 Nm /h auf die Sulfidfällung und für Volumenströme ab 200 m /h auf einen Biowäscher mit externer Re-generierung und nachfolgend auf eine mit Kaliumpermanganat imprägnierte Aktivkohleschüt-tung (adsorptive Feinentschwefelung) zurückgegriffen. Am Austritt des Biowäschers wird – aufgrund der relativ niedrigen H2S-Belastung des Rohbiogases – mit einer durchschnittlichen H2S-Austrittskonzentration von 50 ppmv als sicher erreichbar kalkuliert. Die Aktivkohleschüt-tung (Feinentschwefelung) ist vor dem Biogasverdichter angeordnet. Mit KMnO4-Aktivkohle werden Endreinheiten unterhalb 5 mg/m sicher garantiert. Für den Fall kleiner Volumen-ströme (50 m /h) wird die Sulfidfällung als Grobentschwefelungsverfahren und eine KMnO4-Aktivkohleschüttung als Feinentschwefelungsverfahren ausgewählt. Um die Sorptions-leistungen der Feinentschwefelung zu erhöhen, empfiehlt sich eine leichte Erwärmung des grob entschwefelten Biogases. Als Wärmequelle kann beispielsweise die Gaskühlung nach der Verdichtung in Frage kommen.

Das entschwefelte, aber noch feuchte Biogas wird nun auf den erforderlichen Betriebsdruck der Druckwechseladsorption von ca. 6-10 bar verdichtet. Dabei wird das Biogas erheblich erwärmt. Das verdichtete, schwefelfreie Biogas ist vor Eintritt in die Druckwechseladsorption noch zu kühlen und zu entfeuchten. Vom PSA-Lieferanten wird eine Kältetrocknung mit ei-nem Kaltwassersatz als Kühlmedium vorgeschlagen. Dabei wird das Biogas auf 10 °C abge-kühlt und Wasserdampf bis auf einen Restgehalt kleiner 0,15 Vol.-% (0,12 % bei 10 bar bis 0,145 % bei 8,5 bar) vom Gasstrom abgetrennt.

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Fermenter

VerdichtungFeinent-schwefelung

Reingas

PSA 1

PSA 2

PSA 3

PSA 4

Abgas

Vakuumpumpe

AK

AK

Gastrocknung

Feinreinigung

FeCl2-Tank

Abbildung 2.11: Verfahrensschema einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-/Erdgas-L-Qualität mittels PSA für kleine Volumenströme (50 Nm3/h). AK – Aktivkohle

Fermenter

VerdichtungBiologischer Wäscher

Feinent-schwefelung

Reingas

PSA 1

PSA 2

PSA 3

PSA 4

Abgas

Vakuumpumpe

LuftSchwefel-schlamm

Abwasser

Bioreaktor

AK A

K

Gastrocknung

Feinreinigung

Abbildung 2.12: Verfahrensschema einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-/Erdgas-L-Qualität mittels PSA für größere Volumenströme (250 und 500 Nm3/h). AK – Aktivkohle

Das Biogas wird nun in die eigentliche Druckwechseladsorption geleitet, wobei die einzel-nen Adsorber durch Umschaltung wechselseitig durchströmt werden. Das Produktgas mit einer Methankonzentration von mindestens 96 % fällt druckseitig an. Das CO2-reiche Abgas kann in die Umgebung entlassen werden.

Zum Schutz der Molekularsiebe in der PSA ist ein Aktivkohle-Vorfilter zur Adsorption von eventuell im Gas enthaltenen Öltröpfchen (Verdichter) oder weiteren Minorkomponenten wie höheren Kohlenwasserstoffen oder Siloxanen installiert. Dieser ist je nach konkreten Gege-benheiten gemeinsam mit den Molekularsieben (Wechselintervall nicht bekannt, grundsätz-lich aber abhängig von Biogasschadstoffbelastung bzw. Abscheideeffizienz vorhergehender Reinigungsstufen) oder in kürzeren Zyklen auszutauschen. Für den betrachteten Fall ist der Vorfilter nur gemeinsam mit den Molekularsieben in der PSA auszutauschen, da unterstellt wird, dass im Rohbiogas keine weiteren Minorkomponenten außer H2S enthalten sind.

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Das so aufbereitete Produktgas entspricht der Einspeisegasqualität 2 (Erdgas-H ohne Brennwertanpassung). Zum Erreichen der Einspeisegasqualitäten 1 und 3 sind die brenn-technischen Kenndaten des aufbereiteten Biogases noch entsprechend durch Zugabe von Flüssiggas oder Luft anzupassen. Die jeweiligen brenntechnischen Kenndaten und Gaszu-sammensetzungen in Abhängigkeit der Rohbiogasqualität (abhängig von den verwendeten Substraten) und der vorgegebenen Einspeisegasqualität können Tabelle 2.18 und Tabelle 2.19 entnommen werden.

Tabelle 2.18: Produktgaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten für die Einspeisefälle 1 bis 3 bei einer Rohbiogasaufbereitung (NaWaRo-Biogasanlage) mittels Druckwechseladsorption

Erdgas-H



mit Luft-Zugabe

Modellfall 1 (BG-N-H-I) Modellfall 2 (BG-N-H-II) Modellfall 3 (BG-N-L)

CH4 [Vol.-%] 87,4 96,7 89,2

CO2 [Vol.-%] 3,0 3,3 5,4

LPG [Vol.-%] 9,6 - -

Luft (O2) [Vol.-%] - - 5,4 (1,2)

HS,n [kWh/Nm ] 12,4 10,7 9,9

HI,n [kWh/Nm ] 11,2 9,6 8,9

WS,n [kWh/Nm ] 15,0 13,9 12,4

Relative Dichte d 0,68 0,59 0,63

Produktgasmenge [Nm /h] a

29 - 145 - 289 26 - 131 - 261 28 - 142 - 283

a – Die Produktgasmenge ist abhängig von der Biogasanlagengröße. Die Werte gelten für oben genannte Bio-gasanlage mit entsprechender Substratzusammensetzung und folgende Anlagengrößen: 50, 250 und 500 Nm /h Rohbiogas

Tabelle 2.19: Produktgaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten für die Einspeisefälle 1 bis 3 bei einer Rohbiogasaufbereitung (Gülle-Biogasanlage) mittels Druckwechseladsorption

Erdgas-H



mit Luft-Zugabe

Modellfall 1 (BG-G-H-I) Modellfall 1 (BG-G-H-II) Modellfall 1 (BG-G-L)

CH4 [Vol.-%] 88,8 97,1 89,3

CO2 [Vol.-%] 2,6 2,9 5,9

LPG [Vol.-%] 8,6 - -

Luft (O2) [Vol.-%] - - 4,8 (1,04)

Hs,n [kWh/Nm ] 12,3 10,7 9,9

Hi,n [kWh/Nm ] 11,1 9,7 8,9

Ws,n [kWh/Nm ] 15,0 14,1 12,4



30,5 – 152,5 - 305 28 - 139 - 279 30 - 152 - 303


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Für den Fall 3 (Erdgas-L) ist zu beachten, dass hier keine Luft verbrauchende Entschwefe-lungsverfahren sondern Biowäscher bzw. Sulfidfällung als Grobentschwefelungsverfahren ausgewählt wurden und keine maximale CO2-Abtrennung (mittels Druckwechseladsorption) erfolgte. Für diese Einspeisegasqualität wurde versucht, das technische und wirtschaftliche Optimum zwischen minimaler CO2-Abtrennung (vergleiche CO2-Gehalt in den Spalten) und minimaler Luftzugabe (Minimierung Sauerstoffgehalt im Produktgas) unter Einhaltung der DVGW-Regeln zu finden. Ein direkter Vergleich zwischen den Tabellen macht deutlich, dass der technische Aufwand der Biogasaufbereitung sehr stark von der Rohbiogaszusammen-setzung bzw. Qualität abhängig ist. Bei Rohbiogasen aus NaWaRo-Biogasanlagen (Sub-stratzusammensetzung 10 % Gülle, 90 % Mais) muss beispielsweise deutlich mehr Flüssig-gas zugegeben werden, um den Nennwert Wobbeindex zu erreichen.

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2.3.2 Biogasaufbereitung mittels Druckwasserwäsche (DWW)

Über diesen Pfad kann Biogas sowohl auf Erdgas-H-Qualität (Modellfall 1 und 2, BG-H-I bzw. BG-H-II, je nach Anforderung mit Brennwertanpassung) als auch auf Erdgas-L-Qualität (Modellfall 3, BG-L) aufbereitet werden. Der wesentlichste Verfahrensschritt ist die absorpti-ve CO2-Abtrennung mittels Druckwasserwäsche.

Für den Einsatz einer Druckwasserwäsche werden keine besonderen Anforderungen an das Rohbiogas vor Eintritt in das Verfahren gestellt wie bei einer Druckwechseladsorption. Eine vorherige Grobentschwefelung oder Gastrocknung muss nicht erfolgen. Lediglich eine Kies-schüttung (oder andere koaleszierende Elemente) zur Abscheidung eventuell aus dem Fer-menter mitgerissener Wassertröpfchen bzw. Nebel wird vom Lieferanten der Druckwasser-wäsche empfohlen. Im konkreten Fall ist eine Kiesschüttung am Eingang der Druckwasser-wäsche angeordnet. Dessen Kondensatsammelgefäß dient gleichzeitig auch zur Sammlung des Kondenswassers bei der Verdichtung (Nachkühler) und bei der Regenerierung der Gas-trocknung nach dem Absorber.

Das Rohbiogas muss bei einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-Qualität auf einen Arbeits-druck der Waschkolonne von ca. 9 bar Gesamtdruck gebracht werden. Die Verdichtung er-folgt zweistufig mit einem Hubkolbenverdichter mit Zwischen- und Nachkühlung (wasserge-kühlter Doppelrohrwärmeübertrager). Das entstandene Kondensat wird in einem Kondensat-abscheider abgeschieden.

Im Absorber – ausgeführt als Füllkörperkolonne – erfolgt die Absorption von Schwefelwas-serstoff und Kohlendioxid im Gegenstrom. Das Rohbiogas tritt am Sumpf in den Absorber ein und das gewaschene Produktgas verlässt die Säule am Kopf. Die maximal wirtschaftlich ver-tretbare Abtrennleistung beträgt für CO2 ca. 96 %; bei höheren Betriebsdrücken bzw. Ver-weilzeiten im Absorber steigen die Methanverluste auf ein zu hohes Niveau. Bei einer ent-sprechenden Auslegung des Druckwasserwäscheverfahrens werden gleichbleibende Aus-trittskonzentrationen auch bei schwankenden CO2- bzw. H2S-Partialdrücken bzw. wechseln-den CO2- bzw. H2S-Belastungen in einem weiten Bereich eingehalten.

Die Löslichkeit von CO2- bzw. H2S ist von der Temperatur des Waschwassers und dem Ar-beitsdruck des Absorbers abhängig. Für eine Steigerung (Absenkung) der gewünschten CO2-Abtrennleistung oder des Gasdurchsatzes muss entsprechend der Betriebsdruck erhöht (abgesenkt) oder auch die Temperatur des Waschwassers abgesenkt (keine Absorberküh-lung) werden. Die kleinste lieferbare Druckwasserwäsche (ohne Absorberkühlung, Tempera-tur Wasser) hat bei einem Absorberbetriebsdruck von 9 bar Gesamtdruck einen Gasdurch-satz von 50 bis 100 Nm /h. Bei Kühlung des Waschwassers auf 5 °C werden Gasdurchsätze bis 150 Nm /h möglich (Erdgas-H).

Das aufbereitete Gas durchströmt nach der Druckwasserwäsche eine Gastrocknungsanlage (Druckwechseladsorption mit Molekularsieb als Sorbens) zur Taupunkteinstellung. Die Re-generierung des Sorbens erfolgt durch Druckabsenkung des Adsorbers und durch eine Spü-lung des darüber hinaus auch noch beheizten Behälters. Bei einer Gastrocknung mit Moleku-larsieben werden Taupunkttemperaturen bis -70 °C bei Umgebungsdruck sicher erreicht. Hinter der Gastrocknung ist ein Rückschlagventil angeordnet, um einen konstanten Arbeits-druck in der Anlage zu gewährleisten.

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Fermenter

Bio-Filter

Trocknung

Des

orp

tion 1

Des

orp

tion 2

Luftzufuhr

Reingas

Absorption

CO2-Reichgas

AKM

S

MS

optionale Fein-entschwefelung

Abbildung 2.13: Verfahrensschema einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-Qualität mittels DWW für alle Volu-

menströme

Das beladene Waschwasser wird vom Sumpf der Kolonne in eine zweistufige Regenerie-rungseinheit gepumpt. In der ersten Kolonne wird die beladene Waschflüssigkeit auf den Zwischendruck (3 bar Gesamtdruck) zwischen den Biogasverdichtern teilentspannt. Die de-sorbierende Gasphase, bestehend aus CO2-reichem Methangas, strömt zurück zum Verdich-ter und wird wieder auf 9 bar Gesamtdruck verdichtet und der Druckwasserwäsche zuge-führt. Rückschlagventile und ein definiertes Wasserniveau im Sumpf des Entspanungs-tanks sorgen für konstante Arbeitsdrücke. Das restliche Waschwasser wird einem Stripper zuge-führt und vollständig auf Umgebungsdruck entspannt. Der Stripper ist wie der Absorber als Tropfkörperkolonne ausgeführt und wird zusätzlich von Luft durchspült. Das Abgas enthält maximal 0,1 Vol.-% H2S und 30 Vol.-% CO2 (Rest Luft). Aufgrund des hohen H2S-Gehaltes ist eine Nachbehandlung notwendig. Im konkreten Fall wird ein biologischer Filter benutzt. Das regenerierte Waschwasser wird wieder dem Kopf des Absorbers zugeführt. Um ein kon-stantes pH-Niveau zu halten, muss kontinuierlich Frischwasser nachgespeist und verbrauch-tes Waschwasser ausgeschleust werden.

Für den eventuellen Fall sehr hoher H2S-Stoßbelastungen im Rohbiogas von deutlich mehr als 10.000 ppmv, kann optional nach dem Absorber eine Feinentschwefelung vorgesehen werden, damit der vorgeschriebene maximal zulässige Grenzwert von 5 mg/m auch sicher eingehalten wird. Bei einer Aufbereitung zu Erdgas-H-Qualität sollten nur Feinentschwefe-lungsverfahren angewandt werden, die keinen Sauerstoff benötigen oder die eine separate Sorbensregenerierung ermöglichen. Infrage kommen hier mit Kaliumpermanganat oder Kali-umjodid imprägnierte Aktivkohlen (Wechselschaltung mit separater Regenerierung). Ein wei-terer Wäscher und ebenso auch eine biologische Grobentschwefelung vor der Druckwas-serwäsche erscheinen hierfür nicht wirtschaftlich. Bei einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-L-Qualität erscheint auch eine definierte Luftzugabe und der Einsatz von Kaliumjodierter Aktiv-kohle für eine Feinentschwefelung als denkbar. In Fällen kontinuierlich anfallender hoher H2S-Gehalte größer 10.000 ppmv ist eine nach dem Absorber angeordnete Feinentschwefe-lung weniger sinnvoll. Stattdessen sollte die Ausführung der Druckwasserwäsche selbst ü-

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berdacht werden9 oder eine Grobentschwefelung vorgeschaltet werden. An dieser Stelle wird deutlich, dass bei der Auslegung der Druckwasserwäsche auch großes Augenmerk auf die schwankenden H2S-Belastungen im Rohbiogas zu legen ist.

Tabelle 2.20: Produktgaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten für die Einspeisefälle 1 bis 3 bei einer Rohbiogasaufbereitung (NaWaRo-Biogasanlage) mittels Druckwasserwäsche

Erdgas-H



mit Luft-Zugabe

Modellfall 1 (BG-N-H-I) Modellfall 2 (BG-N-H-II) Modellfall 3 (BG-N-L)

CH4 [Vol.-%] 87,7 96,8 89,1

CO2 [Vol.-%] 2,9 3,2 5,2

LPG [Vol.-%] 9,4 - -

Luft (O2) [Vol.-%] - - 5,7 (1,24)

Hs,n [kWh/Nm ] 12,4 10,7 9,9

Hi,n [kWh/Nm ] 11,2 9,6 8,9

Ws,n [kWh/Nm ] 15,0 14,0 12,4



30 - 149 - 297 27 - 135 - 269 29 - 146 - 292

Tabelle 2.21: Produktgaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten für die Einspeisefälle 1 bis 3 bei einer Rohbiogasaufbereitung (Gülle-Biogasanlage) mittels Druckwasserwäsche

Erdgas-H

mit LPG-Zugabe

Erdgas-H

ohne LPG-Zugabe

Erdgas-L

mit Luft-Zugabe

Modellfall 1 (BG-G-H-I) Modellfall 1 (BG-G-H-II) Modellfall 1 (BG-G-L)

CH4 [Vol.-%] 89,0 97,2 89,3

CO2 [Vol.-%] 2,5 2,8 5,7

LPG [Vol.-%] 8,4 - -

Luft [Vol.-%] - - 5,0 (1,09)

Hs,n [kWh/Nm ] 12,3 10,8 9,9

Hi,n [kWh/Nm ] 11,1 9,7 8,9

Ws,n [kWh/Nm ] 15 14,1 12,4



31 - 157 - 314 29 - 144 - 287 31 - 156 - 313


9 Vorstellbar wäre hier zum Beispiel eine Anpassung des Waschwasserdurchsatzes, der jedoch begrenzt ist durch eine

mögliche Flutung der Kolonne. Eine weitere Möglichkeit ergibt sich durch Erhöhung der Absorberkolonne an sich, was dann aber mit immensen Mehrkosten verbunden ist. Es sollte auch bedacht werden, dass bei hohen Schwefelbeladun-gen Verblockungen im Desorber auftreten können.

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2.3.3 Biogasaufbereitung zu Zusatzgas

Die Biogasaufbereitung zu Zusatzgas (Modellfall 4, BG-Z) ist im Vergleich zu den Pfaden 1 und 2 deutlich einfacher. Das Biogas muss bis auf einen Restgehalt von weniger als 5 mg/Nm entschwefelt, auf die geforderte Taupunkttemperatur in Abhängigkeit des Lei-tungsdrucks getrocknet und auf den Leitungsdruck am Einspeisepunkt verdichtet werden. Die jeweilige Taupunkttemperatur ist konkret mit dem zuständigen Gasversorgungsunter-nehmen abzusprechen.

Die Entschwefelung des Rohbiogases erfolgt aus wirtschaftlichen Gründen zweistufig. Zur Grobentschwefelung wird abhängig von der Biogasanlagengröße entweder eine biologische Entschwefelung mit integrierter Regenerierung (BGA 250-500 Nm /h, siehe Abbildung 2.14) oder eine FeCl2-Zugabe direkt in den Fermenter (BGA 50 Nm /h, vergleiche auch Abbildung 2.11) und zur Feinentschwefelung eine mit Kaliumjodid imprägnierte Aktivkohle ausgege-wählt.

Fermenter

Luft

Biologische Entschwefelung

Trocknung

Verdichtung, Kühlung

Zusatzgas

AK

MS

MS

(mit integrierter Regenerierung)

Nährstoffe

Fein

ents

chw

efel

ung

Abbildung 2.14: Verfahrensschema einer Biogasaufbereitung auf Zusatzgas-Qualität für alle Volumenströme.

AK – imprägnierte Aktivkohle (z. B. KI), MS – Molekularsiebtrocknung (alternativ bei geringen Taupunktanforderungen auch Kältetrocknung möglich)

Vor der biologischen Grobentschwefelung erfolgt der Eintrag von Luft mittels Gebläse, das über eine O2-Konzentrationsmessung am Austritt der Tropfkörperanlage mengengeregelt wird. Auf diese Weise wird sichergestellt, dass die Sauerstoffkonzentration am Austritt 1,5 Vol.-% nicht übersteigt und nicht unnötig viel Luft in das Biogas eingetragen wird. Bei einer Rohgaskonzentration von 2.000 ppmv werden am Austritt der Tropfkörperanlage H2S-Restkonzentrationen kleiner 250 ppmv sicher erreicht. Zur Auslegung der nachfolgenden Feinentschwefelung wird eine Restkonzentration von 250 ppmv zugrunde gelegt.

Für eine Feinentschwefelung mit Kaliumjodid imprägnierter Aktivkohle sind eine relative Feuchte von 60 bis 80 % und Gastemperaturen um 50 bis 80 °C optimal. Das grob ent-schwefelte Gas sollte daher vor Eintritt in den Adsorber entsprechend erwärmt werden. Als Wärmequelle ist beispielsweise der Gaskühler unmittelbar nach der Biogasverdichtung denkbar. Mit der Feinentschwefelung werden Reingaskonzentrationen hinsichtlich Schwe-

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felwasserstoff von weniger als 5 mg/m sichergestellt. Das entschwefelte Biogas wird nach der Entschwefelung auf den Einspeisedruck verdichtet und danach getrocknet.

Die Verdichtung erfolgt nach der adsorptiven Feinentschwefelung. Eine Druckerhöhung vor der Feinentschwefelung verbessert die H2S-Adsorption nicht entscheidend, da die Bela-dungskapazität maßgeblich von der chemischen Reaktion des H2S mit Kaliumjodid abhängt, verteuert aber erheblich die Adsorptionsbehälter. Das aus dem Verdichter austretende Gas muss wieder gekühlt werden, bevor es abschließend in einer Druckwechseladsorption (Mo-lekularsiebtrocknung) mit wechselseitig geschalteten Adsorbern getrocknet wird. Bei gerin-gen Taupunktanforderungen (3-6 °C bei Einspeisedruck) ist alternativ auch eine Kältetrock-nung denkbar; dies muss mit dem lokalen Gasversorgungsunternehmen geklärt werden.

Tabelle 2.22: Produktgaszusammensetzung und brenntechnische Kenndaten für den Einspeisefall 4 (Zusatzgas), Teilaufbereitung des Rohbiogases

Modellfall 4 (BG-Z): Zusatzgas,

aus Gülle-BGA Modellfall 4 (BG-Z): Zusatzgas,

aus NaWaRo-BGA

50 Nm /h 250-500 Nm /h 50 Nm /h 250-500 Nm /h

CH4 [Vol.-%] 59 56 55 52,3

CO2 [Vol.-%] 41 39 45 42,8

Luft (O2) [Vol.-%] - 5,0 (1,03) - 4,9 (1,03)

Hs,n [kWh/Nm ] 6,5 6,2 6,1 5,8

Hi,n [kWh/Nm ] 5,9 5,6 5,5 5,2

Ws,n [kWh/Nm ] 6,7 6,3 6,1 5,8

Relative Dichte d 0,96 0,96 1,0 1,0


48 254 – 508,5 48 254 - 509


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2.4 Verfahrensschritte der Synthesegasaufbereitung (Biomassevergasung)

Vergasungsgas besteht, abhängig vom Vergasungsverfahren und Vergasungsmittel, aus den Hauptbestandteilen Wasserstoff und Kohlenmonoxid sowie aus Kohlendioxid, Stickstoff, Wasserdampf und Methan sowie zahlreichen Minorkomponenten, die eine energetische Nut-zung bzw. Einspeisung in das öffentliche Erdgasnetz behindern. Zu den unerwünschten Mi-norkomponenten zählen vor allem Teere, Stäube, Alkalien, Schwefel und Halogenide.

Die Verwendung als Erdgasaustauschgas und die damit verbundenen Anforderungen bestimmen die Art und den Grad der erforderlichen Gasreinigung und Gasaufbereitung. Die Gasreinigung umfasst zwingend eine Partikelabscheidung, eine Teerabscheidung, eine Ent-schwefelung bzw. Entsäuerung, eine Methanisierung und eine CO2-Abscheidung. Für den Betrieb der hierzu benötigten Verfahrensschritte ist auch mindestens eine Gaskühlung und eine Gasverdichtung sowie eine Gastrocknung erforderlich. Die Vorstellung geeigneter Me-thanisierungsverfahren und weiterer Verfahren der Gasbehandlung zur Erweiterung des Ein-satzbereiches als Zusatzgas runden dieses Kapitel ab.

2.4.1 Partikelabscheidung

Der Partikelgehalt in Vergasungsgasen setzt sich aus den während der Vergasung freige-setzten und mitgerissenen Aschepartikeln sowie den nicht vergasten Restanteilen der einge-setzten Biomasse zusammen. Die Menge dieser Fraktion wird entscheidend durch das Ver-gasungsverfahren, die Betriebsbedingungen der Vergasung und die Art der eingesetzten Biomasse (z. B. Waldholz / Altholz, wenig Rinde / viel Rinde) beeinflusst. Des Weiteren kann das Rohgas eine zusätzliche Partikelbelastung durch Anteile der Reaktionsprodukte oder gegebenenfalls zur Vorabscheidung von Alkalimetall- und Schwefelverbindungen zugesetz-ten Inbed-Sorbentien enthalten. Bei Verfahren der Wirbelschichtvergasung tritt zudem eine je nach Umfang und Art von zugesetztem Fremd-Wirbelbettmaterial eine mehr oder weniger hohe Beladung an Bettabrieb auf, so dass übliche Partikelbeladungen des Rohgases zwi-schen 10 und 100 g/Nm betragen. Diese hohe Partikelbeladung des Vergasungsgases kann nachfolgende Prozesseinheiten, Aggregate und Instrumente verstopfen und schädigen und muss daher reduziert werden. Zyklonabscheider, Elektrofilter, Gewebe-, Bett- und Sperrfilter sind potenziell für die Partikelabscheidung aus heißen bzw. warmen Gasströmen geeignet. Wünschenswert wäre in den meisten Fällen eine Partikelabscheidung auf dem Temperatur-niveau der Gaserzeugung. Bis heute stellen jedoch filtrierende Abscheider (Heißgasfilter) bei derart hohen Temperaturen ein Betriebsrisiko dar.

Im Bereich der Heißgasreinigung für Gasturbinen wird beispielsweise die Kombination aus der Grobentstaubung mit einem Zyklonabscheider (Partikel > 10 m) und der anschließen-den Feinentstaubung mit einem Keramikfilter als favorisierte Option betrachtet. Die Heißgas-filtration mit keramischen Filtern hat heute den halb-kommerziellen Status erreicht.

Massenkraftabscheider

Zyklonabscheider stellen die gängigste Form der Massenkraftabscheider und zugleich eine kostengünstige Option zur Grobpartikelabscheidung dar, da sie sich besonders durch einen einfachen Aufbau auszeichnen. In Zyklonen wird die Strömung in einer Drallbewegung be-schleunigt und das Zentrifugalfeld genutzt, um die masseträgen Feststoffpartikel in einer randnahen Strömung zu konzentrieren, während der feststoffbefreite Gasstrom axial durch den Kernbereich abgeführt wird. Zyklonabscheider können bei höchsten Temperaturen und höchsten Feststoffbeladungen unmittelbar nach dem Vergaser eingesetzt werden. Die Parti-kelabscheidung ist insofern nicht vollständig, als die Abscheidegrade mit kleiner werdendem

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Partikeldurchmesser abnehmen und für sehr kleine Partikel (< 10 m) nur noch gering sind. Höhere Wirkungsgrade (auf Kosten höheren Druckverlustes) sind möglich, wenn mehrere Zyklone seriell hintereinander geschaltet werden und die Partikelabscheidung durch Agglo-meration hoch kohäsiver Flugaschen begünstigt wird. Vergasungsgase aus der Biomasse-vergasung enthalten nur geringe Anteile kohäsiver Flugaschen. Tests mit Hochleistungszyk-lonen haben gezeigt, dass die Partikelgehalte nur bedingt unter die Grenze von 5 g/Nm ge-senkt werden können. Die Abscheidung der verbleibenden Feinpartikel muss daher in einer separaten Prozessstufe erfolgen.

Elektrofilter

Das Funktionsprinzip der elektrischen Staubabscheider beruht darauf, dass die im Gasstrom mitgeführten Partikel mittels Sprühelektroden elektrisch geladen werden und dann in einem quer zur Strömung verlaufenden elektrischen Feld zur entgegengesetzt gepolten Elektrode hin wandern und dort abgeschieden werden. Für die Grobpartikelabscheidung sind Elektrofil-ter nicht geeignet, weshalb sie oft in Kombination mit vorgeschalteten Massenkraftabschei-dern zum Einsatz kommen. Elektrofilter zeichnen sich durch hohe Abscheidegrade von mehr als 99,5 % und Betriebstemperaturen von 40 bis 450 °C aus. Für die reine Partikelabschei-dung aus Vergasungsgasen sind Elektrofilter von nachrangiger Bedeutung, da durch den hohen Kohlenstoffgehalt im Vergasungsgas Betriebsprobleme zu erwarten sind. Bisher ist nur eine Elektrofilter-Anwendung bei Vergasungsgas bekannt geworden, bei der die Parti-kelabscheidung in Kombination mit einer Abscheidung wässeriger und teeriger Aerosole er-folgreich durchgeführt wird („Nasselektrofilter“, allerdings erst bei Gastemperaturen unter 100 °C).

Filtrierende Abscheider

Bei den Filtern im eigentlichen Sinne wird zwischen Oberflächen- und Bett- bzw. einer Tie-fenfiltration unterschieden.

Bettfilter

Der Mechanismus der Partikelabscheidung in Bettfiltern beruht auf der Tiefenfiltration. Bei geringen Partikelgehalten im Rohgas wird die Tiefenfiltration gegenüber der Oberflächenfilt-ration bevorzugt. Die Auswahl des Filtermediums orientiert sich unter anderem an der Teil-chengröße der abzutrennenden Gaspartikel, die in der Regel ein bis zwei Größenordnungen kleiner als die Partikel des Filtermediums sind. Bei sehr kleiner Teilchengröße der Rohgas-partikel steigt der resultierende Druckverlust im Bettfilter aufgrund der erforderlichen kleinen Teilchengröße des Bettmaterials.

Als Bettfilter kommen Fest-, Wander- und (seltener) Wirbelbettverfahren zur Anwendung. In Wirbelschichtabscheidern liegt die Gasgeschwindigkeit etwas oberhalb der minimalen Wir-belgeschwindigkeit des Filtermediums, in Festbett- und Wanderbettbettfiltern liegt sie darun-ter. Der Wirkungsgrad der Partikelabscheidung nimmt Werte von bis zu 99,5 % an.

Werden Sorbentien als Filtermedium gewählt, so können simultan mit der Partikelabschei-dung auch Schwefel-, Halogen- oder Alkalienverbindungen aus dem Vergasungsgas abge-trennt werden. Gas/Feststoffreaktionen zwischen den Sorbentien und den Gaskomponenten vergrößern aufgrund gebildeter Produktschichten oft das Feststoffvolumen. Bei großem Po-renvolumen der Sorbentien ändert sich nur die Oberflächenstruktur. Die Porenverteilung im Sorbens und der äußere Durchmesser bleiben konstant. Selbst bei hohen Filtrationsge-schwindigkeiten von 1 m/s hat die Sorption nur geringen Einfluss auf die Partikelabschei-dung. Obwohl die Staubabscheidung den Massenfluss zur Sorbensoberfläche reduziert,

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bleibt der Diffusionswiderstand im Inneren des Sorbens unverändert, da die Diffusionsge-schwindigkeit durch die Staubschicht wesentlich größer ist als die Festphasendiffusion im Sorbens. Sorbentien mit geringer Abrasionsfestigkeit stellen allerdings eine sekundäre Parti-kelquelle dar, durch die es zum Anstieg des Partikelgehaltes im Vergasungsgasstrom kom-men kann.

Gewebe- oder Faserfilter

Gewebe- bzw. Faserfilter bestehen aus gefalteten oder verwobenen Fasern und werden kommerziell bei moderaten Temperaturen zur Abscheidung von Flugaschen aus atmosphä-risch betriebenen Vergasern eingesetzt. Filtermedien aus synthetischen Hochleistungsfasern (z. B. Polyamid) können bis max. etwa 240 °C eingesetzt werden. Die Wirkungsgrade der Partikelabscheidung erreichen 99,99 % bei Filtrationsgeschwindigkeiten < 0,04 m/s. Die Fil-terleistung hängt bei hohen Temperaturen von der Größenverteilung und den kohäsiven Ei-genschaften der Partikel ab. Die Abscheidung erfolgt durch Oberflächenfiltration unter Aus-bildung eines Filterkuchens. Nach einem festgelegten Zeitintervall oder nach Erreichen eines definierten Druckverlustes wird der gebildete Filterkuchen entfernt. Aschepartikel mit gerin-gen kohäsiven Eigenschaften und hohem Kohlenstoffgehalt tendieren dazu, instabile Filter-kuchen zu bilden.

Gewebefilter werden konstruktiv meist als Taschen- oder Schlauchfilter ausgeführt und in der Regel differenzdruckgesteuert im jet-pulse-Verfahren abgereinigt. Dazu wird ein geeignetes vorgespanntes Gas kurzzeitig in den Filterschlauch geblasen, wodurch dieser leicht aufbläht und den Filterkuchen abplatzen lässt, der dann nach unten in den Staubsammelraum fällt. Bei Vergasungsprozessen ist hinsichtlich der Wahl des Spülgases die brennbare Gasatmo-sphäre zu berücksichtigen. Für die Heißgasreinigung werden keramische und metallische Faserfilter eingesetzt. Keramische Fasergewebe bestehen unter anderem aus Siliziumkar-bid, dotierten Silikaten, Aluminiumoxiden oder Graphit bzw. aus deren Mischungen. Sie wer-den für den Einsatz bei hohen Temperaturen bis 1200 °C untersucht. Daneben werden me-tallische Gewebefilter entwickelt. In Vergasungsgasen muss der korrosive Einfluss der Schwefel- und Chlorverbindungen auf das metallische Gewebe berücksichtigt werden. Durch die Wahl korrosionsfester Werkstoffe können Probleme im Dauerbetrieb vermieden werden.

Sinterfilter

Sperrfilter können aus gesinterter Keramik oder Metall gefertigt werden. Sie werden derzeit zur Partikelabscheidung bei hohen Temperaturen mit wachsendem Interesse verfolgt. Sie besitzen das Potenzial, höchste Abscheidegrade bei moderaten Kosten zu ermöglichen. Der Filtrationsmechanismus beruht bei Sperrfiltern auf der Oberflächenfiltration und ist vergleich-bar mit der Abscheidung auf der Oberfläche von Gewebefiltern. Sperrfilter erreichen Ab-scheidegrade bis 99,99 % bei geringen Filtrationsgeschwindigkeiten um 0,1 m/s. Aufgrund der höheren Filteranströmgeschwindigkeiten und des geringeren Porenvolumens sind die anfänglichen Druckverluste in Sinterfiltern größer als in Gewebefiltern. Der Gesamtdruckver-lust im Filter setzt sich zusammen aus einem reversiblen und einem irreversiblen Anteil und ist abhängig von der Gastemperatur und der zeitabhängigen Druckzunahme. Der irreversible Druckverlustanteil ist nur abhängig vom unbeladenen Filtermaterial und der Permanentbela-dung des Filters, die bei der Filterreinigung nicht abgeschieden werden kann. Der reversible Anteil resultiert aus der akkumulierten Partikelschicht auf der Filteroberfläche (Filterkuchen), die in festgelegten Intervallen von der Filteroberfläche entfernt wird. Der maximale Druckver-lust wird unmittelbar vor der Abscheidung des Filterkuchens erreicht. Die zeitabhängige Druckzunahme ist funktionell abhängig von der Partikelbeladung des Rohgases und der Par-tikelzusammensetzung. Die Penetration kleinster Rohgasteilchen in das keramische oder

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metallische Filtermaterial bewirkt, dass der Filter irreversibel belegt wird (Filtererblindung) und die Filtrationsleistung sinkt. Der irreversible Druckverlust des Filters steigt, da die penetrierten Teilchen bei der Kuchenabscheidung während der Regeneration nicht entfernt werden. Zur Vermeidung von Penetrationsvorgängen bestehen die Filterele-mente aus einem selbsttragenden Gerüst (grobes Filtermaterial), das mit einer Membran-schicht aus feinen Fasern oder Körnern überzogen ist. Die Abwesenheit größerer Rohgas-partikel unterstützt das irreversible Eindringen feinster Partikel in den Filter. Daher wird die Grobentstaubung meist nicht auf die maximale Abscheidung aller groben Partikel ausgelegt.

Derzeit werden vor allem keramische Filterkerzen und Wabenfilter für den Einsatz in der Heißgasreinigung bevorzugt. Für die erforderliche Filtrationsfläche müssen in Filtersystemen in der Regel eine Vielzahl keramischer Filterkerzenelemente eingebaut werden. Die Staub-partikel bilden auf der Kerzenoberfläche einen Filterkuchen, der in der Regel wie beim Ge-webefilter durch Druckstoßreinigung in regelmäßigen Intervallen von der Filteroberfläche entfernt wird. Die in der betrieblichen Praxis zuverlässig erprobte maximale Betriebstempera-tur keramischer Filterkerzen liegt je nach Filtermaterial und Peripherie bei bis zu 900 °C in oxidierender Atmosphäre und 800 °C in reduzierender Atmosphäre. Mit steigender Betriebs-temperatur nimmt die Adhäsionskraft der Partikel zu; gegebenenfalls schmilzt die Asche und der Aufwand zur Filtereinigung steigt. Durch die geringere mechanische Stabilität kerami-scher Filter stellt die Entfernung des gebildeten Filterkuchens eine kritische Aufgabe dar. Ein weiteres Risiko liegt in der Bruchgefahr der Kerzen z. B. infolge strömungsbedingter Schwin-gungen.

Durch die Dotierung keramischer Filter mit katalytisch aktiven Metallen können parallel zur Partikelabtrennung auch Verfahren der katalytischen Gasreinigung integriert werden (zur Zeit in Entwicklung). Die katalytisch aktive Zone liegt im Inneren des porösen Filtermediums und kann deshalb der Zerstörung durch Feststoffe widerstehen. Der Druckverlust steigt durch die Dotierung des Filtermaterials nur unwesentlich an. Untersucht werden zur Teerabscheidung keramische Kerzenfilter, deren Trägermatrix mit Nickel aktiviert wird. Eine keramische Membran dient als Oberflächenschutzschicht. Für hohe Abreinigungsgrade sind lange Ver-weilzeiten notwendig. Daher sind bislang dotierte Filter nur in Kombination mit anderen Gas-reinigungsstufen sinnvoll.

Die Mechanismen der Partikelabscheidung und Filterregeneration in Metallfiltern sind ver-gleichbar mit keramischen Sperrfiltern. Experimentelle Untersuchungen haben Abscheide-wirkungsgrade von 99,9 % bei Temperaturen bis 900 °C demonstriert. Durch den Einsatz korrosionsbeständiger Metallverbindungen sind Metallfilter auch für den Einsatz in korrosiven Medien bis zu Betriebstemperaturen von 750 °C geeignet. Auf der Filteroberfläche bildet sich eine schützende Oxidschicht, die eine Oxidation und Verschwefelung des Filtermaterials verhindert. Vorteile metallischer Sperrfilter sind vor allem die hohe mechanische Stabilität, lange Lebensdauer und die geringere Empfindlichkeit gegenüber Temperaturwechseln. Der größte Nachteil metallischer Filter liegt in ihren zum Teil sehr hohen Kosten. Die aktuellen Entwicklungslinien und Problemschwerpunkte keramischer und metallischer Filtermaterialien sind Tabelle 2.23 zu entnehmen.

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Tabelle 2.23: Hersteller und Eigenschaften keramischer Filtermaterialien [Alvin 1999, Davidson 1999]

Material Hersteller Vorteile, Entwicklungsziele, Probleme

Monolithische Filter

Oxidbasis

Aluminium und Mullit

tongebundenes Siliziumkarbid

Cordierit

rekristallisiertes

Siliziumkarbid

Coors, Ensto

Blasch, Specific Surface

Pall

Schumacher

IF&P

Specific Sur-face

GTE

AirResearch

IF&P

Vorteile:

- einfache Herstellung

- kostengünstig

- chemische Stabilität der Filter auf Oxidbasis in oxidieren-der Atmosphäre

- höhere therm. Leitfähigkeit bei Filtern aus Silziumkarbid

Entwicklungsziele (Probleme):

- Verbesserung der mechanischen Beständigkeit

- Verbesserung der thermischen Beständigkeit bei Tempe-raturschwankungen

- geringere chemische Beständigkeit von Siliziumkarbid

- unter oxidierenden Bedingungen bei hohen Temperaturen

- geringe thermische Leitfähigkeit oxidierter Keramiken

- Gefahr der Alkalisilikatbildung nichtoxidischer Keramik in Anwesenheit von natrium- oder kaliumhaltigen Gaskom-ponenten

Faserverstärkte Filter (Komposite)

Oxidbasis

Nichtoxidbasis

McDermott

Techniweave

Americom

3M

AlliedSignal

3M

Dupont

Textron

Vorteile:

- hohe mechanische Beständigkeit

- geringes Gewicht

- chemische Stabilität oxidischer Materialien in Rauchgasen

- geringere Wandstärken erhöhen thermische Beständigkeit

Entwicklungsziele/Probleme:

- zur Zeit hohes Kostenniveau

- Abrieb der äußeren Oberfläche

- geringere thermische Eigenschaften oxidischer Filtermate-rialien

Metallfilter

Legierungen aus Eisen und Aluminium

Pall Vorteile:

- Zähigkeit metallischer Werkstoffe

- Hohe thermische Leitfähigkeit

- Einfache Herstellung und Formbildung

- Positive Erfahrungen mit Rohgasen aus der Vergasung

Entwicklungsziele/Probleme:

- Schädigender Einfluss von schwefel-, chlor- und Alkalime-tallverbindungen

- mechanische Eigenschaften

- hohes Kostenniveau

- irreversible ”Filterverblindung”

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2.4.2 Beseitigung von Teerverbindungen

Entstehung der Teerverbindungen bei der Biomassevergasung

Kohlenwasserstoffhaltige Gemische als Nebenprodukte der Vergasung, die bei Umgebungs-temperatur flüssige oder hoch viskose bis feste Ablagerungen bilden können, werden im Allgemeinen als Teere (tar) bezeichnet. Neben C und H können sich auch die übrigen orga-nisch gebundenen Elemente der eingesetzten Biomasse wie O, N, oder S im Teer in gebun-dener Form wiederfinden. Darüber hinaus agglomerieren die Teere bei ihrer Kondensation bzw. Resublimation häufig mit Feststoffen, die im Gas mitgeführt werden. Dabei handelt es sich überwiegend um Asche aus der Biomasse und um Holzkohlenstaub (char) bzw. Ruß (soot) als den kohlenstoffreichen Produkten der unvollständigen Biomasseumsetzung. Wenngleich diese Feststoffe nicht im eigentlichen Sinne Bestandteile des Teers darstellen, bestimmen sie jedoch seine makroskopischen Eigenschaften wesentlich mit.

Sogenannte primäre Teere entstehen während des Pyrolysevorganges des Holzes. Der ge-trockneten Biomasse werden unter Wärmezufuhr alle flüchtigen Bestandteile ausgetrieben. Je nach Zielsetzung lassen sich durch die Wahl der Pyrolysebedingungen zwischen wenigen Promille und bis zu 70 % der Biomasse (Holz) in Teer- bzw. Pyrolyseöl umwandeln. Bei der klassischen Vergasung hingegen ist eine möglichst geringe Teerkonzentration bei gleichzei-tig hoher Kohlenstoffvergasungsrate erwünscht.

Die drei Hauptbestandteile der Biomasse Cellulose, Hemicellulose, Lignin lassen sich als Quellen der primären Holzteere mit unterschiedlichen Eigenschaften identifizieren. Die sau-erstoffhaltigen Polyzucker Cellulose und Hemicellulose (C6H10O5)n bilden überwiegend sau-erstoffreiche reaktive Primärteere mit Alkohol-, Keton-, Aldehyd- oder Carbonsäure-Funktionen. Die wichtigsten Vertreter dieser Substanzklasse sind Essigsäure, Propionsäure, Buttersäure, Acetol, Furfural, Furfurol, Acethylfuran.

Neben den Polyzuckern aus Hexosen (Cellulose und Hemicellulose) enthalten die meisten Biomassen auch noch einen Anteil an Polypentosen (Pentosan). Ein Großteil der thermolyti-schen Reaktionen verläuft analog zur Umsetzung der Cellulose, doch ist auf eine spezielle Reaktion gesondert hinzuweisen: Die dehydratisierende Cyclisierung führt bei Pentosen zur Bildung von Furfural. Treibende Kraft dieser Reaktion ist die energetische Stabilisierung des Furanrings durch seinen partiell aromatischen Charakter, der auch noch konjugationsstabili-sierend auf die Aldehydfunktion wirkt. Begünstigt wird die Reaktion durch Anwesenheit von Säuren, die wie z. B. Essigsäure ebenfalls bei der Thermolyse von Polyzuckern entstehen.

Hingegen entstehen bei der Pyrolyse von Lignin meist bi- und trifunktionelle Monoaromaten, überwiegend substituierte Phenole. Nachweisbare Pyrolyseprodukte sind z. B. Phenol, Cre-sol, Dimethylphenol, Guaiacol, Methoxymethylphenol, Eugenol, und Isoeugenol.

Durch gezieltes Abfangen der Zwischenstufen der Ligninzersetzung konnte gezeigt werden, dass der Zersetzungsprozess an den Aldehydfunktionen des Lignins beginnt. Die Bildungs-temperaturen für diese primären Teere liegen bei 200-500 °C. Sie weisen eine gute Wasser-löslichkeit und eine gute Löslichkeit in polaren organischen Solventien auf.

Wenngleich die meisten dieser Substanzen Siedepunkte unter 250 °C aufweisen, verursa-chen sie bei langsamer Abkühlung bereits bei deutlich höheren Temperaturen Probleme durch Bildung fester bzw. hochviskoser Ablagerungen. Diese erklären sich aufgrund der Bil-dung von Oligokondensationsprodukten mit harzähnlichen Eigenschaften. Da es sich bei diesen Harzen um Reaktionsprodukte aus den Primärteeren handelt, werden Primärteere auch mitunter als Teervorläufer (tarprecursor) bezeichnet.

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Bei weiterer Temperaturerhöhung in Anwesenheit von Oxidationsmitteln wie Sauerstoff, Luft oder Wasserdampf wird ein großer Teil insbesondere der cellulosestämmigen primären Tee-re zu CO und H2, CO2 und H2O umgesetzt. Es verbleiben bzw. bilden sich aus einem Teil der primären Teere sogenannte sekundäre Teere. Sie bestehen größtenteils aus teilweise alky-lierten Mono- und Diaromaten einschließlich der Heteroaromaten wie Pyridin, Furan, Dioxin und Thiophen. Die wichtigsten Reaktionstypen der Umwandlung von Primär- in Sekundärtee-re zeichnen sich durch Abspaltung kleiner gasförmiger Moleküle aus. Zu nennen sind De-hydratisierungen, Decarbonylierungen und Decarboxylierungen. Ihre Löslichkeit in Wasser reicht im Allgemeinen nicht für eine vollständige Abscheidung aus der Gasphase aus.

Oberhalb von ca. 800 °C findet man praktisch nur noch sogenannte tertiäre Teere, die auch als Hochtemperatur- oder Rekombinationsteere bezeichnet werden. Typische Tertiärteere sind Benzol, Naphthalin, Phenanthren, Pyren, Benzopyren. Die Bezeichnung Rekombinati-onsteer verdeutlicht, dass es sich hier überwiegend um Moleküle handelt, deren Struktur nicht in der Biomasse vorgebildet ist. Sie können durch Rekombination kleiner energiereicher Molekülfragmente wie Allyl-, Arryl- und Alkylradikale entstehen, die ihrerseits aus der homo-lytischen Spaltung sekundärer Teere herrühren. Für diesen Mechanismus sind sehr hohe Temperaturen erforderlich, um die energiereichen Spezies in hinreichender Konzentration verfügbar zu haben.

Die Bildung von tertiären Teeren wird aber auch in Reaktoren beobachtet, die z. B. durch ihre gleichmäßige Temperaturverteilung keine Spitzen, was für die Radikalspezies notwendig wäre, erwarten lassen. Ein möglicher Mechanismus, der für die gezielte Synthese von poly-cyclischen aromatischen Kohlenwasserstoffen (PAK) bei niedrigeren Temperaturen be-schrieben wurde, ist die 2 + 4-Cycloaddition nach Diels und Alder zum Aufbau zusätzlicher C6-Ringe mit anschließender aromatisierender Dehydrierung bzw. Dehydratisierung. So kann beispielsweise aus Phenylacetaldehyd und Methylphenylethern unter Abspaltung von Was-ser und Methanol die im Teer häufig zu findende Komponente Phenanthren (C14H10, 3-Ring-PAK, angular kondensiert) gebildet werden.

Anhand der beschriebenen Bildungsbedingungen wird verständlich, warum die Teere typi-scher Festbettvergaser eine Vielzahl unterschiedlicher Stoffe, darunter Phenole, Ketone, Carbonsäuren, Aromaten beinhalten, die sich auch hinsichtlich Reaktivität und Löslichkeits-eigenschaften stark unterscheiden. Dagegen bringt die Wirbelschichtvergasung ein deutlich enger gefasstes Produktspektrum hervor, welches vornehmlich aus stabilen Mono- und Po-lyaromaten besteht.

Beseitigung der Teerverbindungen aus dem Rohgas

Grundsätzlich besteht die Möglichkeit, die Teerverbindungen bei sehr hohen Prozesstempe-raturen thermisch in kleinere unschädliche Fragmente zu zersetzen. Untersuchungen haben gezeigt, dass für einen nahezu vollständigen Umsatz Temperaturen über 1300 °C (bei aus-reichender Verweilzeit) erforderlich sind. Flugstromvergaser kommen diesen Bedingungen nahe, wodurch hier unter Umständen sehr niedrige Teergehalte im Rohgas erreichbar sind. Bei anderen Vergasungsverfahren müssen die Teere aus dem Rohgas entfernt werden, was entweder durch chemische Umwandlung oder durch Abscheidung geschehen kann.

Neben der mitunter sehr aufwändigen und teuren Aufbereitung bzw. Entsorgung der abge-schiedenen Teere samt Waschflüssigkeit stellt die zuvor notwendige Abkühlung des Rohga-ses bei den Waschverfahren ein gewisses technisches Risiko dar. Die Kondensation bzw. Resublimation der Teere kann bereits bei 350-400 °C einsetzen, was für Wärmeübertrager, die zur Gaskühlung eingesetzt werden, die Gefahr einer Verstopfung/Blockierung der Über-tragerflächen durch Teer oder Asphalt (Teer/Staub-Gemisch) birgt.

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Im Zusammenhang mit Verfahren zur Biomassevergasung kann keines der bekannten bzw. angewandten Teerbeseitigungsverfahren als Stand der Technik angesehen werden. Den-noch befinden sich mehrere unterschiedliche Ansätze gegenwärtig in der Erprobung; es sind hier die folgenden zu nennen:

- Gaswäsche mit wässrigem Medium,

- Gaswäsche mit organischem Medium,

- Abscheidung mittels (Nass-)Elektrofilter,

- Katalytische Spaltung / Reformierung.

Gaswäsche mit wässrigem Medium

Die Gaswäsche mit einem wässrigen Medium bietet den Vorteil, dass durch gleichzeitiges Quenchen eine effektive Kühlung des Gases erzielt werden kann und dass bei einer Gas-kühlung unter den Wasserdampftaupunkt ohnehin Prozesswasser anfällt. Nachteilig ist in jedem Fall, dass das Teergemisch zumeist aus überwiegend schwer wasserlöslichen oder wasserunlöslichen Verbindungen besteht und eine Wasseraufbereitung des Mehrphasen-gemisches für die Vorflutereinleitung einen ernormen technischen Aufwand bedingt. Er-schwerend kommt hinzu, dass bei den wasserlöslichen Phenolen die gesetzlichen Grenz-werte sehr niedrig sind und die technischen Anforderungen an die Wasseraufbereitung dem-entsprechend hoch sind. Aufgrund der Tatsache, dass die Rohgasatmosphäre in der Regel zu mehr als 15 Vol.-% aus Wasserdampf besteht, ist zudem die Menge anfallenden wässeri-gen Kondensates sehr hoch und damit die zu behandelnde Abwassermenge sehr groß.

Die wässrige Gaswäsche wird beispielsweise angewandt bei den Vergasungsanlagen in Harboøre/Dänemark (Festbett-Gegenstrom), Wiener Neustadt/Österreich (Festbett-Doppelfeuer) und Mothermik (Festbett-Gleichstrom). Bei allen dreien wird die Wasserwäsche bzw. Gasquenche in Kombination mit einem nachfolgenden (Nass-)Elektrofilter eingesetzt.

Die Aufbereitung des Abwassers bzw. der abgeschiedenen Teere ist bei jedem Verfahren anders gelöst, teilweise auch noch nicht abschließend geklärt. Aussagekräftige und verläss-liche Informationen darüber sind nicht in jedem Fall zu erhalten. Da die Anlagen zum Teil in Verbindung mit Heizkessel zur Fernwärmebereitstellung laufen, steht hiermit eine Möglich-keit zur thermischen Entsorgung der Teere zur Verfügung. In jedem Fall betonen die Ent-wickler, dass auch eine Rückführung der abgeschiedenen Teere in den Vergaser möglich sein soll. Im Falle der Anlage Harboøre wird die wässrige Phase thermisch so behandelt (Verdampfung und Oxidation), dass das Abwasser einleitfähig ist. Bei Mothermik wird die Wassersenke eingangs des Prozesses in die Brennstofftrocknung verlegt, d.h. Wasseraus-schleusung in Gestalt von Trocknerbrüden, so dass das Reaktionswasser der Vergasung als Kreislaufwasser gefahren werden kann.

Bei anspruchsvolleren Gasanwendungen als der motorischen Verbrennung, also beispiels-weise der katalytischen Aufbereitung zu Synthesegas, sind die mit wässriger Gaswäsche erzielbaren Restteergehalte immer noch zu hoch, da bei nicht wasserlöslichen Teerverbin-dungen ihre Abreicherung maximal bis zu der Konzentation erfolgen kann, die ihrem Gleich-gewichtsdampfdruck bei Waschtemperatur entspricht.

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Gaswäsche mit organischem Medium

Die Behandlung der teerhaltigen Gasphase mit organischen Ölen bietet sich grundsätzlich an, da ein Großteil der Teere in Ölen ein deutlich besseres Lösungsverhalten als in Wasser besitzt. Die Ölwäsche erfordert eine effektive Vorabscheidung von Flugasche, da die stark basische Asche ansonsten eine Verseifung des Bioöles (alkalische Esterspaltung natürlicher Fettsäureester) bewirken kann. Zwei Ölwaschverfahren sind bekannt: das OLGA-Verfahren von ECN/Niederlande und die Gaswäsche bei der Demonstrationsanlage in Güs-sing/Österreich.

OLGA wurde für den Einsatz hinter einer Wirbelschichtvergasung entwickelt und besteht im Kern aus einer Waschkolonne (Füllkörper), die das Gas bei 350 °C mit einem organischen Öl, vermutlich handelt es sich um reines Rapsöl, in Kontakt bringt. Vorgeschaltet ist eine indi-rekte Gaskühlung auf 350 °C und eine Staubfiltration mittels Sintermetallkerzenfilter. Die im Öl gelösten und abgeschiedenen Teere sollen in der Vergaser rückgeführt werden. Weitere Stufen der Gaskühlung und nasse Gasbehandlungsstufen zur Abscheidung von Wasser und Ammoniak schließen sich an.

In Güssing wird das Rohgas nach indirekter Gaskühlung und Entstaubung im Gewebefilter bei < 200 °C in einem Wäscher mit RME (Rapsöl-Methylester, Biodiesel) beaufschlagt. Die mit dem Öl abgeschiedenen Teere werden ausgeschleust und verbrannt. In der weiteren Folge anfallendes wässriges Kondensat wird der Dampferzeugung für den Vergaser zuge-geben.

Die Hauptschwierigkeit bei der Ölwäsche besteht in der geringen Überlappung der Tempera-turbereiche von Ölbeständigkeit (Zersetzung und Verdampfung) und der Vermeidung der Teerkondensation und der damit verbundenen Einschränkung hinsichtlich Fahrweise und Regelbarkeit.

Katalytische Spaltung von Teeren (Reformierung)

Kalziumbasierte Naturmineralien wie Kalkstein oder Dolomit in kalzinierter Form können un-ter Prozessbedingungen eine starke Zersetzung der Teere bewirken. Technologisch zur An-wendung kommt dies hauptsächlich bei der Wirbelschichtvergasung, wo die Mineralien im Wirbelbett eingesetzt werden. Zusätzlich kann das Material begrenzt als Sorbens für uner-wünschte Spurenkontaminationen (z. B. Schwefel, Chlor) wirken. Nachteilig ist unter ande-rem der starke Abrieb der Mineralien in der Wirbelschicht und die damit verbundene zusätzli-che Partikelbelastung des Gases.

Spezielle Katalysatoren, vor allem nickelbasierte Reformierkatalysatoren, sind sehr effektiv in Bezug auf einen Teerabbau und auch in Bezug auf einen Ammoniakabbau. Während kom-merzielle Schüttkatalysatoren für das Erdgas-Steamreforming unerwünschterweise neben Teer auch Methan reformieren, sind in jüngerer Vergangenheit spezielle Reformierkatalysa-toren entwickelt und getestet worden, die selektiv die Teere angreifen. Auf keramische Trä-ger in Wabenstruktur aufgebracht, eignen sich diese Katalysatoren auch für die Beaufschla-gung mit staubhaltigem Rohgas in high-dust-Schaltung. In der wasserdampf- und kohlendi-oxidhaltigen Gasatmosphäre lassen sich folgende stark endotherme Reformierreaktionen für die teerartigen Kohlenwasserstoffe formulieren:

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CnHm + n H2O n CO + (n + m/2) H2 Glg. 2-29

CnHm + n CO2 2n CO + (m/2) H2. Glg. 2-30

Vorteilhaft an der katalytischen Reformierung ist auch die Tatsache, dass die im Teer enthal-tene chemische Energie nicht wie bei der Teerabscheidung verloren geht, sondern die Aus-beute der heizwertsteigernden Gasbestandteile H2 und CO erhöht wird.

Bei der Auswahl eines geeigneten Katalysators ist es umso einfacher, einen effektiven Kata-lysator zu finden, je enger sich das Produktspektrum der Teere darstellt. Aufgrund dessen bestehen bei der Wirbelschichtvergasung deutlich bessere Chancen auf eine effektive kata-lytische Teerspaltung als beim typischen Festbettvergaser. Einschränkt wird die Anwendung einer katalytischen Teerspaltung durch bestimmte Katalysatorgifte, die durch die Biomasse in den Prozess gelangen, allen voran Schwefel, der den Nickelkatalysator desaktiviert und eine separate Regenerierung erforderlich macht. Langzeiterfahrungen mit Verfahren der ka-talytischen Teerspaltung liegen noch nicht vor. Erste kommerzielle Anwendungen dieser Technik befinden sich derzeit in der Errichtungsphase.

Dieses Verfahren der Teerbeseitung wurde im Rahmen der Studie gewählt, da es das größte Zukunftspotenzial aufweist, wenngleich die Realisierung gegenwärtig noch nicht als Stand der Technik angesehen werden kann.

2.4.3 Abscheidung von Spurenkontaminationen (Alkalien, Halogenide, H2S)

Alkalien und Halogenide im Vergasungsgas entstammen überwiegend dem mineralischen Anteil (Ascheanteil) der Biomasse. Unter den Hochtemperaturbedingungen der Vergasung werden diese zum Teil als Alkalihalogenide in die Gasphase freigesetzt. Sowohl für Alkalien als auch für Halogenide können trockene und nasse Abscheideverfahren eingesetzt werden:

Adsorption (Festbett, Wanderbett, Wirbelschicht, Flugstrom),

Gaswäsche.

Bei chlorhaltigen Brennstoffen stellen neben den Oxiden Na2O und K2O das Natriumchlorid (NaCl) und Kaliumchlorid (KCl) die relevanten Alkalimetallverbindungen im Vergasungsgas dar. Der Alkalimetallgehalt der Biomasse wird von der Biomasseart, den Anbaubedingungen und der Wachstumsperiode beeinflusst. Vor allem Getreidestroh und andere halmgutartige Biomassen besitzen hohe Kaliumgehalte. Alkalisulfate spielen bei der Vergasung im Gegen-satz zur Verbrennung keine Rolle.

Insbesondere niedrigschmelzende Kaliumsalze können die Ascheerweichung begünstigen und die Verschlagungsneigung der Hochtemperaturbauteile erhöhen. Chloride und Fluoride wirken korrosiv in nachgeschalteten Anlagenteilen auf metallische Werkstoffe. Durch die Li-mitierung der Vergasungstemperatur, Verwendung geeigneter Brennstoffe oder Brennstoff-vorbehandlung kann der Anteil störender Alkalimetallverbindungen verringert werden.

Für die reine Abscheidung von Alkalien auf hohem Temperaturniveau können mineralische Sorbentien (sog. Getter) eingesetzt werden. Diese werden entweder direkt während der Ver-gasung zugegeben (Inbed-Verfahren) oder in einem nachfolgenden Reaktor mit dem Gas in Kontakt gebracht. Unter den mineralischen Sorbentien werden vor allem Kaolin, Emathlite,

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aktiviertes Bauxit und Kalzium-Montmorillonit als effektive Gettermaterialien untersucht. Pel-letiertes Kaolin bietet aufgrund der ausreichenden mechanischen Beständigkeit und des ho-hes Adsorptionsvermögens ein hohes Potenzial zur Abscheidung von Alkalimetallen aus Vergasungsgasen.

Zusätzlich zu ihrer Präsenz als Alkalihalogenide sind Chlor und Fluor als saure Gase im Ver-gasungsgas enthalten. Chlorwasserstoff (HCl) repräsentiert den Hauptteil halogener Verbin-dungen im biogenen Vergasungsgas, in geringen Mengen findet sich zudem Fluorwasser-stoff (HF). Der Halogengehalt in biogenen Vergasungsgasen ist abhängig von der Art der Biomasse, den Anbaubedingungen sowie den Vergasungsbedingungen. Der Chlorgehalt von Stroh ist zum Teil um den Faktor 100 höher als der Chlorgehalt von unbehandeltem Holz.

Eine HCl-Abscheidung durch Adsorption und Filtration verbessert auch die Aussichten für die Abtrennung partikulärer Alkalien. Ein schädigender Einfluss chlorhaltiger Verbindungen auf die Leistungsfähigkeit gegebenenfalls eingesetzter Entschwefelungssorbentien kann nicht ausgeschlossen werden, so dass die Halogenabscheidung vor der Feinentschwefelung statt-finden sollte.

Bei Temperaturen unterhalb von 600 °C sind die Verluste durch Verdampfung der Alkalichlo-ride gering, so dass natriumbasierte Sorbentien zur Halogenabscheidung favorisiert werden. Die Reaktionsrate und die Kapazität nehmen mit steigender Temperatur zu, während die Abscheidegrade sinken. Natriumkarbonat (Na2CO3) und Natriumbikarbonat (NaHCO3) besit-zen ein hohes Abscheidepotenzial aufgrund der geringen thermodynamischen Gleichge-wichtskonzentration halogener Verbindungen im Reingas und der guten Reaktionskinetik. Die Reaktionsrate der Sorbentien wird anfänglich bestimmt durch den Massentransfer durch die Gasphase und später durch die Kinetik der Oberflächenreaktion. Natriumbikarbonat zer-fällt bei Temperaturen oberhalb von 150 °C zu Natriumkarbonat und Kohlendioxid. Die Koh-lendioxidbildung während der Kalzinierung vergrößert die Porosität des Sorbens. Bei Tempe-raturen ab 300 bis 400 °C kommt es aufgrund von Versinterung und Porenverschließung zu einem Abfall der Kapazität. Die Halogenabscheidung mit Natriumbikarbonat bei 450 °C ist aufgrund der Versinterungseffekte problematisch. Natriumkarbonat kann ebenfalls zur Ab-scheidung von H2S eingesetzt werden, allerdings sind bislang keine experimentellen Unter-suchungsergebnisse zur simultanen Abscheidung von Halogen- und Schwefelverbindungen aus Vergasungsgasen vorhanden. Die Regeneration ist in Deutschland aufgrund fehlender Aufbereitungsanlagen nicht vorgesehen.

Verbesserte Eigenschaften bezüglich der Abscheiderate, der Reaktivität und der maximalen Kapazität zeigt NaAlO2, das bei der thermischen Behandlung einer Mischung aus Na2CO3 mit Aluminiumoxid (Al2O3) entsteht. Die Halogenabscheidung mit NaAlO2 wird in Gegenwart von H2S nicht beeinträchtigt. Daneben werden kostengünstigere calciumbasierte Sorbentien zur Abscheidung von Halogenen untersucht. In diesem Zusammenhang werden Calciumcar-bonat (CaCO3), Calciumoxid (CaO) oder Calciumhydroxid (Ca(OH)2) betrachtet. Als Folge großer Diffusionswiderstände in der Pore besitzt CaCO3 bei Temperaturen unterhalb 400 °C nur eine geringe Halogenbindungskapazität. Bei Temperaturen oberhalb von 400 °C und ausreichend geringen CO2-Partialdrücken zerfällt CaCO3 zu CaO. CaO besitzt ein höheres Potenzial zur Halogenabscheidung im Temperaturbereich bis 700 °C. Es wird davon ausge-gangen, dass die Abscheideleistung von CaO hauptsächlich durch die Diffusionswiderstände im Partikel und die chemische Reaktionsrate an der Sorbensoberfläche kontrolliert wird. Bei der Reaktion von HCl mit CaO entsteht festes CaCl2, das ein größeres molares Volumen als CaO hat. Die Zunahme des Molvolumens wird durch die chemischen Reaktion verursacht und führt zu größeren Diffusionswiderständen in den Sorbensporen und reduziert die Ab-scheideleistung. Bei hohen Temperaturen kommt es zu Sintervorgängen des CaO, die eben-

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falls die Abscheideleistung senken. Aufgrund der stärkeren hygroskopischen Eigenschaften wird CaO weniger favorisiert. Bei niedrigen Temperaturen und ausreichendem Wasser-dampfgehalt liegt Calciumhydroxid (Ca(OH)2) als stabile Phase vor. Die Halogenabschei-dung mit Ca(OH)2 ermöglicht geringe Halogenkonzentrationen im Reingas, ist jedoch nicht selektiv. Bei Temperaturen zwischen 300 und 700 °C kommt es parallel zur Abscheidung von Schwefelwasserstoff. Die Reaktionsrate der Schwefelwasserstoffabscheidung liegt dabei um eine Größenordnung unterhalb der Reaktionsrate der HCl-Abscheidung.

Natriumkarbonat eignet sich nur sehr eingeschränkt für den Einsatz in Festbett- oder Wan-derbettreaktoren. Durch die chemische Reaktion mit HCl bildet sich NaCl auf der äußeren Sorbensoberfläche. Die gebildete NaCl-Schicht limitiert die Reaktion des unverbrauchten Sorbensinneren mit den Halogenverbindungen. Die innere Oberfläche kann daher nur be-dingt genutzt werden. Mit steigender Partikelgröße verschlechtert sich die Abscheidekapazi-tät des Sorbens, so dass reines Natriumkarbonat nicht für den Einsatz in Festbettreaktoren zum Einsatz kommt. Daher wird die Abscheidung im Filter nach pneumatischer Injektion des Sorbens oder die Anwendung in Wirbelbettreaktoren und Flugstromreaktoren bevorzugt. Die typische Partikelgröße von Natriumbikarbonat liegt für den Einsatz in Flugstromreaktoren bei 20 m.

Die adsorptive Halogenabscheidung kann entweder in einem separaten Reaktor als Festbett, Wanderbett oder Wirbelbett erfolgen, oder bei Flugstromdosierung zusammen mit der Parti-kelabscheidung im Filter erfolgen.

Die effektivste, universellste und zugleich auch aufwändigste Gasreinigung in Bezug auf Al-kalien und Halogenide ist die nasse Gaswäsche, gegebenenfalls eine gesonderte saure und basische Wäsche.

Schwefelverbindungen im Gas liegen unter den reduzierenden Bedingungen der Vergasung überwiegend als Schwefelwasserstoff (H2S), in deutlich geringerem Maße auch als Karbo-nylsulfid (COS, Konzentration um den Faktor 20 - 30 geringer als H2S) vor. Nur ein sehr ge-ringer Anteil des in der Biomasse enthaltenen Schwefels verbleibt als organischer Schwefel in den festen Vergasungsrückständen (Asche, Koks). Die natürlichen Schwefelgehalte von Biomassen sind gering, so dass die H2S-Gehalte im Vergasungsgas normalerweise im zwei-stelligen bis niedrigen dreistelligen ppm-Bereich liegen. Gleichwohl sind die Reinheitsanfor-dungen in Bezug auf Schwefel im Gas sehr hoch, da nachfolgende Verfahrensschritte schwefelempfindliche Katalysatoren enthalten.

Die in der Konvertierung oder Methanisierung eingesetzten heterogenen Katalysatoren, meist auf der Grundlage von Übergangsmetallen arbeitend, erfahren durch Schwefel eine Sulfidierung der aktiven Zentren und infolge dessen eine rasche Desaktivierung.

Großtechnisch angewandte Verfahren zur Schwefelabscheidung, z. B. in der Kohleverga-sung oder in der Petrochemie, sind z. B. die Purisolwäsche und andere, deren enormer technischer Aufwand sich allerdings nur bei sehr großen Gasvolumenströmen (> 10.000 m /h) rechnet.

Bei der hier betrachteten Biomassevergasung sind sowohl die zu behandelnden Mengen-ströme als auch die Schwefelkonzentrationen im Gas geringer, so dass eher einfachere Ent-schwefelungsverfahren zum Einsatz kommen sollten. Hier bietet sich insbesondere die Tro-ckenentschwefelung im Festbett an. In diesem Zusammenhang sind vorzugsweise Sorben-tien aus Metalloxiden, die dann vom H2S sulfidiert werden, einzusetzen. Daneben werden auch calciumbasierte Sorbentien in Betracht gezogen. Kriterien zur Auswahl geeigneter Sor-bentien zur Heißgasentschwefelung sind nachstehender Tabelle zusammengestellt.

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Tabelle 2.24: Kriterien zur Auswahl und Bewertung regenerierbarer Sorbentien [Meyer 1996]

Kriterium

Schwefelabscheidung thermodynamisches Gleichgewicht, Prozessführung, Anwendungsbereich

Schwefelbindungskapazität Sorbensnutzung

Parallelreaktionen Sulfatbildung, Rußbildung, Sorbensverdampfung, COS-Hydrolyse

Leistungsfähigkeit Reaktivität, Porenstruktur

Einfluss anderer

Brenngaskomponenten Halogene, Dampfgehalt, Partikel

mechanische Stabilität Degradation, Abriebsfestigkeit

Betriebsbedingungen Temperatur, Druck, Regeneration

Reaktorwahl Festbett, Wanderbett, Wirbelbett, Transportreaktor

Typische nicht-regenerierbare Sorbentien auf Calciumbasis werden entweder als Inbed-Verfahren direkt zum Vergasungsprozess zugegeben oder in einem nachgeschalteten Reak-tor eingesetzt. Kalksteinmehl (CaCO3) oder Dolomite (CaCO3•MgCO3) als Naturmineralien stellen kostengünstige Inbed-Sorbentien dar. Die Reaktivität calciumbasierter Sorbentien zur Schwefelabscheidung kann durch die Dotierung mit Natriumsulfat (Na2SO4) oder Natriumbo-rat (Na2B4O7) gesteigert werden. Je nach Herkunft weisen Dolomite unterschiedliche Zu-sammensetzungen und Aktivitäten auf.

In Abhängigkeit von der Reaktionstemperatur und des Kohlendioxidgehaltes im Rohgas zer-fällt Calciumcarbonat (CaCO3) zu Calciumoxid (CaO) und Kohlendioxid. Dieser Vorgang wird als Kalzinierung bezeichnet. Unterhalb von 400 °C liegt überwiegend Calciumcarbonat als stabile Phase vor.

Obwohl auch Calciumcarbonat Schwefelwasserstoff sorbiert, lassen sich hohe Entschwefe-lungsraten nur mit Calciumoxid erreichen. Im Temperaturbereich zwischen 350 bis 800 °C kommt es zur schnellen Chemisorption an der Oberfläche von CaO. Unterhalb von 500 °C wird die Entschwefelungsrate durch Grenzschichtdiffusion begrenzt, oberhalb von 600 °C limitiert der Stofftransport die Entschwefelung. Die Erhöhung des Betriebsdruckes wirkt sich positiv auf die Entschwefelungsrate aus.

Hohe CO2-Konzentrationen im Vergasungsgas verschieben das Gleichgewicht der Kalzinie-rung auf die Seite des Calciumcarbonats und verringern somit die Leistungsfähigkeit des Sorbens. Sintervorgänge im CaCO3 reduzieren die spezifische Oberfläche und erhöhen den Diffusionswiderstand der Produktschicht, so dass die Entschwefelungsleistung geringer ist als beim Einsatz von CaO. Die Versinterung steigt bei hohen H2S- und CO2-Konzentrationen.

Calciumoxid reagiert in Anwesenheit von Schwefelwasserstoff und Chlorwasserstoff unter Bildung von Calciumchlorid (CaCl2) und Calciumsulfid (CaS). Calciumchlorid hat einen Schmelzpunkt von 772 °C, die tiefste Temperatur des flüssigen Systems aus CaO und CaCl2 liegt bei 750 °C. Das Temperaturintervall der simultanen Schwefel- und Chlorabscheidung umfasst somit den Bereich von 300 bis 700 °C. Oberhalb von 700 °C sinkt die HCl-Abscheideleistung aufgrund von Sintervorgängen durch das Reaktionsprodukt CaCl2. Da zudem die Reaktionsrate der Schwefelabscheidung unterhalb von 600 °C stark absinkt, grenzt sich der Temperaturbereich weiter ein auf das Intervall von 600 bis 700 °C. Weil das Bindevermögen von Calciumoxid gegenüber Chlor bei 600 °C am größten ist und sich das Reaktionsgleichgewicht aus Calciumchlorid und Calciumsulfid mit steigender Temperatur in Richtung des CaS verschiebt, wird für die Entschwefelung eine ideale Prozesstemperatur

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von 700 °C gesehen. Bei der Inbed-Reaktion verlassen die Reaktionsprodukte und die Ver-gasungsasche den Vergaser.

Tabelle 2.25: Reaktionsgleichungen der Kalzinierung, Sulfidierung und Halogenierung von kalziumbasierten Sorbentien

Reaktionsgleichung

Kalzinierung bei T > 400 °C CaCO s CaO s CO g3 2( ) ( ) ( )+

Bildung von Kalziumhydroxid möglich bei hohem Dampfgehalt und hoher Temperatur

CaO s H O CaOH( ) ( )+ 2 2

Sulfidierung, Halogenierung bei T < 400 °C

CaCO s H S CaS s CO H O

CaCO s HCl CaCl s CO H O

CaCO s HF CaF s CO H O

3 2 2 2

3 2 2 2

3 2 2 2

2

2

( ) ( )

( ) ( )

( ) ( )

+ + +

+ + +

+ + +

Sulfidierung, Halogenierung bei T > 400 °C

CaO s H S CaS s H O

CaO s HCl CaCl s H O

CaO s HF CaF s H O

( ) ( )

( ) ( )

( ) ( )

+ +

+ +

+ +

2 2

2 2

2 2

2

2

Reaktionsgleichgewicht aus CaCl2 und CaS CaCl s H S CaS s HCl2 2 2( ) ( )+ +

Mit einsetzender Kalzinierung des CaCO3 steigt bei Temperaturen oberhalb von 400 °C die Entschwefelungsleistung des Sorbens und erreicht bei 700 °C das Maximum. Das Potenzial zur Abscheidung der Halogenverbindungen zeigt den entgegengesetzten Verlauf und er-reicht das Maximum bei Temperaturen um 300 °C. Das Temperaturniveau der kombinierten Abscheidung von schwefel- und halogenhaltigen Verbindungen legt die Abscheidegrade fest und entscheidet darüber, ob der Schwerpunkt auf dem Umsatz von HCl und HF oder auf dem Umsatz von H2S liegt. Die Entschwefelungs- und HCl-Abscheideleistung von CaCO3 ist über dem gesamten betrachteten Temperaturintervall nicht ausreichend, um ohne nachge-schaltete Feinreinigung die geforderten Toleranzgrenzen einzuhalten. Der Einsatz in einem vorgeschalteten Prozess ist allerdings denkbar, um den Aufwand für die anschließende Feingasreinigung zu senken.

Der hohe Wasserdampfanteil in allothermen Vergasungsgasen führt dazu, dass die thermo-dynamischen Gleichgewichtskonzentrationen von H2S, HCl und HF im Gas ansteigen und das Potenzial von CaCO3 bzw. CaO zur Reinigung allothermer Vergasungsgase tendenziell schlechter ist.

Zahlreiche Metalloxide sind aufgrund ihres Vermögens, stabile Sulfide auszubilden, für die Brenngasentschwefelung bei hohen Temperaturen und Drücken geeignet. Die Sorbentien bestehen aus verschiedenen Anteilen des reaktiven Metalloxides, eines Trägermaterials und zusätzlichen Additiven. Als Trägermaterialien werden vor allem Aluminium-, Silizium- und Titanoxide eingesetzt. Die Trägermaterialien erhöhen die mechanische Beständigkeit, ver-ringern das Oxidationspotenzial der Sorbentien in reduzierenden Gasen und modifizieren die thermodynamischen Eigenschaften der Sorbentien, um die Bildung elementaren Schwefels während der Regeneration zu verstärken.

Die Kapazität der verwendeten Sorbentien zeigt eine starke Abhängigkeit von der Schwefel-wasserstoffkonzentration im Rohgas und von der Betriebstemperatur und dem Betriebs-druck. Die Diffusionswiderstände im Sorbenspartikel steigen mit höherer Eingangskonzentra-tion, geringeren Drücken und tieferen Temperaturen, so dass bei diesen Randbedingungen

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die Kapazität sinkt. Eine Aufstellung der zur Heißgasentschwefelung geeigneten Metalloxide und deren stabile Oxide ist nachstehender Tabelle 2.26 zu entnehmen.

Tabelle 2.26: Übersicht relevanter metallischer Sorbentien zur Schwefelabscheidung

Element Symbol stabile Oxide

Eisen Fe FeO, Fe3O4, Fe2O3

Kupfer Cu Cu2O, CuO

Mangan Mn MnO, Mn3O4, Mn2O3, MnO2

Zink Zn ZnO

Cobalt Co CoO, Co3O4

Molybdän Mo MoO2, MoO3

Nickel Ni NiO

Zinn Sn SnO, SnO2

Cer Ce CeO2

Das verwendete Sorbens muss neben Schwefelwasserstoff auch zur Abscheidung von Car-bonylsulfid geeignet sein. Die Abscheidung verläuft entweder direkt durch Adsorption des Karbonylsulfids oder indirekt durch Konvertierung des Karbonylsulfids in Schwefelwasser-stoff, der dann adsorbiert wird. Die Konvertierung erfolgt über eine Hydrolyse oder Hydrie-rung. Falls das Sorbens die COS-Konvertierung nicht ausreichend katalysiert, muss ein ge-eigneter Katalysator vor der Feinentschwefelung angeordnet werden. Cobalt/Molybdän-Verbindungen werden in diesem Zusammenhang bei Temperaturen zwischen 300 °C bis 400 °C eingesetzt. Parallel zur COS-Konvertierung wird die Wassergas-Konvertierung und die HCN-Hydrierung bzw. HCN-Hydrolyse katalysiert. Schwermetalle und Chlorverbindungen wirken allerdings als Katalysatorgifte für Kobalt/Molybdän-Katalysatoren. Die Reaktionsglei-chungen der während der zyklischen Sulfidierung der Metalloxide und der anschließenden Regeneration stattfindenden Reaktionen sind nachfolgend dargestellt.

Tabelle 2.27: Reaktionsgleichungen der Sulfidierungs- und Regenerationsreaktion von Metalloxiden sowie der Hydrierung und Hydrolyse von COS

Reaktionsgleichung (Me = Metall)

Sulfidierung MeO s H S MeS s H O

MeO s H S H MeS s H O

( ) ( )

( ) ( )

+ +

+ + +

2 2

2 2 2 22

Regenerierung MeS s O MeO s SO

MeS s H O MeO s H S H

( ) ( )

( ) ( )

+ +

+ + +

3

2

2

2 2

2 2 2 2 COS-Hydrolyse COS H O CO H S+ +2 2 2

COS-Hydrierung COS H CO H S+ +2 2

Das thermodynamische Gleichgewicht der Reaktion aus dem Metalloxid und den Schwefel-verbindungen muss weit auf der Seite des Metallsulfids liegen, damit geringe Schwefelkon-zentrationen im Reingas erreicht werden. Das Metalloxid darf während der Schwefelab-scheidung nur in geringem Maße reduziert werden, da sonst der Sorbensverlust durch Ver-dampfung ansteigt. Sintervorgänge der Sorbentien und Sulfatbildung sind die Folge zu hoher Temperaturen während der exothermen Regeneration.

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Die Leistungsfähigkeit der Schwefelabscheidung wird unter anderen reduziert durch:

Reduktion oder Verdampfung des Metalloxids bei hohen Temperaturen

Verlust von Teilen des Metalloxides durch die Bildung und Verdampfung unerwünschter Chloride

Verlust der Porenstruktur aufgrund thermischer Beanspruchung während der Regeneration

Verlust von Teilen des Metalloxides durch die Bildung thermisch stabiler Sulfate während der Regeneration.

Durch die Reduktion des Metalloxides kommt es zu einem Reaktivitätsverlust, zu höheren thermodynamischen Gleichgewichtskonzentrationen der schwefelhaltigen Komponenten und zum Verbrauch von brennbaren Gasbestandteilen Wasserstoff und Kohlenmonoxid in der Reduktionsreaktion. Hohe Dampfgehalte senken das Reduktionspotenzial des Vergasungs-gases, verschieben aber das Gleichgewicht in Richtung höherer Schwefelkonzentrationen im Reingas. Das thermodynamische Gleichgewicht der Schwefelabscheidung mit Metalloxiden verbessert sich mit sinkender Betriebstemperatur, so dass kleinere Gleichgewichtskonzen-trationen der schwefelhaltigen Gaskomponenten möglich werden. Zusätzlich sinkt die ther-mische Beanspruchung der Sorbentien und der Reaktivitätsverlust durch Verdampfung. Von Nachteil ist das Absinken der Reaktionsgeschwindigkeit mit sinkenden Betriebstemperaturen der Schwefelabscheidung, so dass längere Verweilzeiten eingehalten werden müssen.

Für den kontinuierlichen Betrieb kommen Festbettreaktoren zum Einsatz, die zyklisch bela-den und regeneriert werden. Neben Festbettreaktoren werden aufgrund der hoch exother-men Reaktionen während der Regeneration der Sorbentien Wanderbett- und Wirbelschicht-adsorber als technisch sinnvolle Alternativen betrachtet. In Festbett- und Wanderbettadsor-bern werden gleichzeitig Partikel mit Wirkungsgraden bis 99,8 % abgeschieden. Wirbel-schichtadsorber bieten Vorteile, da durch die größere Kontaktflächen zwischen Gas und Feststoff die Reaktionskinetik positiv beeinflusst wird. Der pneumatische Transport der Parti-kel in der Gasphase erleichtert die Abfuhr der Reaktionswärme der exothermen Regenerati-on und erschwert die Bildung unerwünschter Sulfate. Von Nachteil sind die größeren thermi-schen und mechanischen Beanspruchungen der Sorbentien.

Da für die Deponierung verbrauchter Sorbentien zukünftig steigende Kosten erwartet wer-den, wird alternativ die Regeneration verbrauchter Sorbentien in Betracht gezogen. Hohe Kosten regenerierbarer Sorbentien machen allerdings den wiederholten Einsatz über viele Regenerationszyklen notwendig. Dabei kommt es in aller Regel zu einem Verlust der Ab-scheidekapazität und der Reaktivität. Denkbar ist auch der Einsatz nicht-regenerierbarer Me-talloxide, wenn sie kostenneutral zu erhalten sind (z. B. Alteisenoxide aus der Stahlprodukti-on).

Falls die Regeneration in einer separaten Anlage unabhängig von der Schwefelabscheidung erfolgt, ist die Nutzung und Konvertierung des bei der Regeneration freigesetzten Schwefel-dioxids mit kommerziell verfügbaren Verfahren (Claus-Prozess, Clinsulf-Verfahren) möglich. Werden die Regeneration und die Schwefelabscheidung parallel und in derselben Anlage betrieben, muss die Konvertierung des Schwefeldioxids in verkaufsfähigen elementaren Schwefel in einem angegliederten Prozess oder direkt während der Regeneration des Sor-bens erfolgen. Der damit verbundene technische Aufwand ist insgesamt aber nur für Volu-menströme über 100.000 Nm /h sinnvoll.

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Die Verwendung von Sorbentien auf der Basis von Ceriumoxid (CeO2) ermöglicht die Rege-neration des sulfidierten Metalloxides (Ce2O2S) unter Verbrauch von Schwefeldioxid im Temperaturbereich von 500-700 °C, wobei elementarer Schwefel (S2) entsteht.

Durch die Entwicklung eines Sorbens, das eine Mischung aus Zink- und Eisenoxiden bein-haltet, wird versucht, in einem zweistufigen Reaktor den bei der Regeneration des Zinksul-fidanteils freiwerdenden Schwefeldioxidstrom anschließend zur Regeneration des Eisensul-fidanteils zu verbrauchen. Die Regeneration von sulfidierten Eisenoxiden kann u. a. unter Freisetzung von gasförmigen Schwefel und unter Verbrauch von Schwefeldioxid erfolgen. 60-80 % des in der Entschwefelungsphase adsorbierten Schwefels wird in elementarer Form bei der Regeneration zurückgewonnen:

Sulfidierungsphase Regenerationsphase

OHZnSSHZnO22

++ 22

2

3SOZnOOZnS ++

OHFeSSHFeO22

++ 22

2

322 SFeOSOFeS ++

Derzeit werden vor allem Zinkoxide und deren Mischungen mit Titan oder Nickel aufgrund ihrer hohen thermischen und mechanischen Beständigkeit und der guten Abscheideleistung als aussichtsreichste Sorbentien zur Heißgasentschwefelung betrachtet. Die Eigenschaften der Sorbentien sind nachstehend zusammenfassend aufgelistet.

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Tabelle 2.28: Metalloxidsorbentien und potenzielle Eigenschaften

Sorbens Eigenschaften

Zinkoxid - geringe Schwefelreingaskonzentrationen im Gleichgewicht [Gangwal 1996]

- hohe Reaktionsgeschwindigkeit [Gangwal 1996]

- ausreichende Stabilität unter reduzierenden bzw. oxidierenden Bedingungen [Gangwal 1996]

- bei hohen Temperaturen und Katalysatorverwendung ist die Bildung von Zinksulfat in der Regeneration möglich durch die Oxidation von Schwefeldioxid zu Schwefel-trioxid und der anschließenden Reaktion mit Zinkoxid [Siriwardane 1999]

- Sulfatbildung während der Regeneration begünstigt durch hohe Betriebsdrücke, kann durch Optimierung der Reaktionszeit und der Betriebstemperatur minimiert werden [Yrjas 1996]. Bei Temperaturen von größer als 760 °C werden die Sulfate zersetzt, gleichzeitig steigt die Versinterung des Sorbens. [Yrjas 1996]

- schädigender Einfluss von Chlorverbindungen [Walhöfer 1991]

- Kapazität: bis zu 90 % der theoretischen Beladung möglich [Jothimurugesan 1996]

- TMax = 480 °C [Gangwal 1996]

Eisenoxid - höhere Schwefelreingaskonzentrationen im Gleichgewicht [Gangwal 1996]

- geringe Reaktivität, auch nach Aktivierung [Hodges 1999]

- Sulfatbildung bei der Regeneration bei T < 400 °C möglich [Ishikawa 1996]

- leicht reduzierbar (Fe2O3 Fe3O4 FeO Fe) [Gangwal 1996]

- katalysiert die Rußbildung bei geringen Dampfgehalten [Gangwal 1996]

- COS wird schnell zu H2S hydriert [Ishikawa 1996]

- Kapazität: 2 bis 3g Schwefel pro 100g Sorbens [Hodges 1999]


Zinktitanat

ZnTiO3

Zn2TiO4

Zn2Ti3O8

- geringe Schwefelreingaskonzentrationen im Gleichgewicht möglich

- Titan hat keinen Einfluss auf die Entschwefelungsreaktion, verhindert die Reduktion des Zinkoxides zu Zink in reduzierenden Gasen und senkt die Schwefelkapazität des Sorbens [Kontinnen 1999].

- geeignet für alle Reaktorarten [Civero 1999]

- beständig über viele Regenerationszyklen ohne Sulfatbildung [Civero 1999]

- keine Beeinflussung der Sorbensleistung durch Chloride u. Fluoride [Civero 1999]

- keine katalytische Aktivität zur Rußbildung [Gupta 1996]

- theoretische Kapazität: 23g Schwefel pro 100 g Sorbens [Mojtahedi 1999]

- TMax > 600 °C [Gangwal 1996]

Zinkferrit

ZnFe2O4

- Eigenschaften beider Metalloxide [Gangwal 1996]

- geringe mechanische Stabilität [Gupta 1996]

- Rußbildung möglich [Gupta 1996]


Zinkoxid/

Nickeloxid

- katalytische Aktivität gegenüber Rußbildung und CO-Methanisierung [Sánchez 1999]

- Kapazität: ca. 16 Gew.-% [Sánchez 1999]

Cer - kleine Schwefelkonzentrationen im Gleichgewicht [Gangwal 1996]

- beständig über viele Regenerationszyklen [Gangwal 1996]

- in der Regeneration entsteht elementarer Schwefel [Gangwal 1996]

- hohe Selektivität, aber geringe Kapazität [Gangwal 1996]

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Die Reaktionsgleichungen der während der Entschwefelung ablaufenden Prozesse können der Tabelle 2.29 entnommen werden.

Tabelle 2.29: Sulfidierungs-, Regenerations- Sulfatbildungs- und Sulfatreduktionsreaktionen verschiedener Metalloxidsorbentien

Sorbens Sulfidierung Regeneration

Reduktion

ZnO ZnO s H S ZnS s H O( ) ( )+ +2 2 ZnS s O ZnO s SO( ) ( )+ +3

22 2

Fe3O4 FeO s H S H

FeSs H O

FeO s H S CO

FeSs H O CO

3 4 2 2

2

3 4 2

2 2

3

3 4

3

3 3

( )

( )

( )

( )

+ +

+

+ +

+ +

27

22

3 2

3 2

2 2 3 2

2 3 2 3 4 2

2 3 3 4 2

FeSs O FeO s SO

FeO s H FeO s H O

FeO s CO FeO s CO

( ) ( )

( ) ( )

( ) ( )

+ +

+ +

+ + Fe2ZnO4 ZnO s FeO s H S H

ZnS s FeSs H O

( ) ( )

( ) ( )

+ + +

+ +

2

33

2

3

211

3

3 4 2 2

2

ZnS s FeSs O

Fe ZnO s SO

Fe ZnO s H

ZnO s FeO s H O

( ) ( )

( )

( )

( ) ( )

+ +

+

+

+ +

2 5

3

1

3

2

3

1

3

2

2 4 2

2 4 2

3 4 2

Zn2TiO4 ZnTiO s H S

ZnS s TiO s H O2 4 2

2 2

2

2 2

( )

( ) ( )

+

+ +

2 3

2

2 2

2 4 2

ZnS s TiO s O

ZnTiO s SO

( ) ( )

( )

+ +

+ Sorbens Sulfatbildung Sulfatreduktion

ZnO

ZnS ZnO s SO O ZnSO s

ZnS s O ZnSO s

( ) ( )

( ) ( )

+ +

+

2 2 4

2 4

1

2

2

ZnSO s H ZnS s H O4 2 24 4( ) ( )+ +

FeS 2 5 2 2 2 4 3FeSs O SO Fe SO s( ) ( ) ( )+ + Fe SO s H

FeSs SO H O2 4 3 2

2 2

10

2 10

( ) ( )

( )

+

+ +

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2.4.4 Methanisierung und CO-Konvertierung

Die Methanisierung von Synthesegas verläuft stark exotherm nach den Reaktionsgleichun-gen:

CO + 3 H2 CH4 + H2O HR = -206 kJ/mol Glg. 2-31

CO2 + 4 H2 CH4 + 2 H2O HR = -247 kJ/mol Glg. 2-32

Für die Reaktionsführung hinsichtlich der Methanisierung von Synthesegas sind drei wesent-liche Eigenschaften relevant bzw. zu beachten.

1. Die starke Molzahlverminderung (1/2 bzw. 3/5) bei der Methanisierung führt gemäß des Le Chatelier´schen Prinzips des kleinsten Zwanges dazu, dass die Reaktion bevorzugt unter erhöhtem Druck ablaufen muss. Für die Methanisierung kommen Drücke größer 5 bar bis hin zum Systemdruck der nachgeschalteten Aggregate (z. B. CO2-Wäsche bei 10 bar) und Nutzanwendungen (z. B. Einspeisung in HD-Gasnetze) in Betracht. Da die Synthesegaser-zeugung in dem betrachteten Fall nicht unter erhöhtem Druck abläuft, muss vor einer Metha-nisierung das Rohsynthesegas verdichtet werden. In der Konsequenz muss ein, der höheren Molzahl und damit einem höheren Volumen entsprechend, größerer Energiebedarf zur Kom-pression bereitgestellt werden als bei einer Kompression des Vergasungsmittels oder des Produktgases nach der Methanisierung. In den betrachteten Modellfällen 5 bis 9 (siehe Kapi-tel 2.5) erfolgt vor der Methanisierung eine Verdichtung auf 10 bar absolut und eine erste CO2-Abtrennung mittels Druckwasserwäsche. Bei einer Methanisierung unter einem Druck von 10 bar liegt das Reaktionsgleichgewicht völlig auf Seiten der Produkte Methan und Was-ser. Eine entsprechende Reaktordimensionierung bzw. Raumgeschwindigkeit am Katalysa-tor wird durch die Verdichtung günstig beeinflusst.

2. Die relativ hohe Reaktionsenthalpie der Methanisierung ist dafür verantwortlich, dass die Rückreaktion über einen relativ weiten Temperaturbereich, der die erforderliche Aktivie-rungsenergie der katalysierten Reaktion von 80-120 kJ/mol gewährleistet, vernachlässigt werden kann. Dies erlaubt eine Methanisierung methanhaltiger Rohsynthesegase (Methan-gehalt im Rohsynthesegas des Güssing-Vergasers ca. 10 Vol.-%), ohne die Reduktion von CO zu weiterem Methan zu stören. Dies ist sowohl im Hinblick auf die Verwendung von Bio-massevergasungsgas nach dem „Güssing“-Verfahren als auch für eine Rückverdünnung des Gases z. B. zur Temperaturkontrolle in einer Reaktorkaskade von Bedeutung.

3. Das benötigte H2:CO-Verhältnis von 3:1 oder mehr wird vom Synthesegas aus der Bio-massevergasung nicht bereitgestellt, daher muss der fehlende Wasserstoff zu Lasten des Kohlenmonoxids mittels Shiftreaktion vorher oder im Prozess bereitgestellt werden. Da alle Methanisierungskatalysatoren auch die Gleichgewichtseinstellung der Shiftreaktion begüns-tigen, ist eine simultane Reaktion von Methanisierung und CO-Shift besonders günstig (Ab-lauf der Shiftreaktion zu Umsätzen über der Gleichgewichtslage durch bevorzugte Weiterre-aktion eines Produktes – geringere steady-state-Konzentration von H2). Allerdings schränkt die Verkopplung der Reaktionen in einem Reaktor die Freiheiten bei der Auswahl der Reak-tionsbedingungen ein, da die Shiftreaktion weitaus thermosensitiver als die Methanisierung

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ist. Bei einer Kopplung beider Reaktionen (Methanisierung und CO-Konvertierung bzw. Shiftreaktion) darf trotz der hohen Exothermie der Methanisierung die Temperatur im Reak-tor nur minimal steigen. Darüber hinaus müssen hinreichende Mengen an Wasserdampf im Eduktgas vorhanden sein, um die Shift-Reaktion durchführen zu können.

Die Zugabe von Wasserdampf über den stöchiometrisch benötigten Anteil hinaus unterdrückt auch zusätzlich die ungewollte Kohlenstoffbildung (Boudouard-Reaktion), die schon in gerin-geren Umfang zu Desaktivierung durch Verkokung des Katalysators führen kann.

2 CO + Cs CO2 HR = -172 kJ/mol Glg. 2-34

Je nach gewähltem Reinigungsverfahren für das Synthesegas bzw. bedingt durch eine Gas-kühlung vor der Synthesegasverdichtung ist der Wasserdampfgehalt des zu methanisieren-den Synthesegases für den Prozess nicht mehr ausreichend. Daher muss dem gereinigten Gas vor oder bei Eintritt in den Methanisierungsreaktor erneut Wasserdampf zugesetzt wer-den. Die dafür benötigte Energie kann durch die Wärmeauskopplung aus dem Methanisie-rungsreaktor selbst oder bei der ohnehin notwendigen Kühlung des Vergaserrohgases nach der Teerreformierung gewonnen werden. Zuguterletzt kann die Zugabe von Wasserdampf auch zu einer nahezu isothermen Betriebsweise des Reaktors genutzt werden. Eine mög-lichst isotherme Betriebsweise ist einer adiabatischen Betriebsweise wegen der oben er-wähnten Temperaturempfindlichkeit der CO-Shiftreaktion sowie der Sinterungsneigung der Katalysatoren vorzuziehen.

Reaktorauswahl

Als Reaktoren bieten sich aufgrund einer guten Wärmeauskopplung entweder Rohrbündel-reaktoren mit Katalysatorfüllung im Innenrohr und Wasserdampfkühlung im Mantel oder Wir-belschichtreaktoren mit integrierter Bettkühlung an. Dabei ist zu beachten, dass zwar Kataly-satorschüttungen in Festbettreaktoren keinen mechanischen Belastungen unterliegen, dem gegenüber aber mögliche lokale Überhitzungen der Katalysatoren (hot spots) und damit ver-bunden eine Desaktivierung nicht sicher vermieden werden können. Darüber hinaus kann es neben Verkokungserscheinungen auch zu unterschiedlichen Durchflüssen in den Rohrbün-deln und, sich daraus ergebend, zu Thermospannungen im Rohrbündelreaktor (lokale Wär-megradienten mit sich daraus ergebenden unterschiedlichen Längendehnungen der einzeln Rohre des Bündels) führen. Dieses Risiko kann mit sehr hohem baulichem und finanziellem Aufwand begrenzt werden, indem möglichst viele Rohrbündel mit möglichst kleinen Rohr-durchmessern und eine Segmentierung der Rohrbündel mit Zwischenvermischung des Ga-ses in den Rohrbündelreaktor eingebaut werden.

Technisch weitaus einfacher und leichter zu handhaben sind dagegen Wirbelschichtreakto-ren. Hierbei kann – wenn erforderlich – das Katalysatormaterial selbst einen beliebigen Teil des Wärmeübertrager- bzw. Wärmespeichermediums darstellen, um die Reaktionsrate den Limitierungen durch die Wärmeübertragungsrate des Kühlers anzupassen. Hier ist darauf zu achten, dass der nichtaktive Teil des Bettmaterials nicht härter als der Katalysator selbst ist, um einen erhöhten Abrieb des Katalysators zu vermeiden. Idealerweise wählt man das mit dem Katalysatorträger identische Material.

Im Vergleich mit einer stationären, blasenbildenden Wirbelschicht weist ein Reaktor mit einer zirkulierenden Wirbelschicht nur den Nachteil eines deutlich erhöhten Katalysatorabriebs auf. In einer stationären Wirbelschicht können die Katalysatorabriebverluste auf etwa 20-

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100ppm/h reduziert werden, was in etwa einer Katalysatorstandzeit (Totalaustauschintervall) von mindestens einen Jahr entspricht.

Bei einer Wärmebelastung von ca. 500 W/m2K kann die Reaktion quasi isotherm im Bereich von 280-450 °C je nach Katalysatoraktivität durchgeführt werden. Temperaturgrenzen erge-ben sich aus der Abwesenheit von CO im thermodynamischen Gleichgewicht (Obergrenze) bzw. aus der erhöhten Bildungsneigung von Metallcarbonylen (z. B. toxisches Nickeltetra-carbonyl Ni(CO)4) oder festem Kohlenstoff bei tiefen Temperaturen. Selbst kleinste Konzent-rationen an flüchtigen Carbonylen führen zu einer Abtragung der aktiven Katalysatorzentren und zur Bildung katalytisch inaktiver Kristallite.

Wenngleich mit diesem Reaktortyp (stationäre Wirbelschicht) hohe Eduktumsätze erzielt werden können, so kann doch trotz hinreichend hoher mittlerer Verweilzeiten aufgrund der wirbelschichttypischen Verweilzeitverteilung ein Rest-CO-Anteil im methanisierten Synthese-gas verbleiben, der gegebenenfalls in einer kleinen nachgeschalteten Festbettstufe weiter umgesetzt werden muss (CO-Feinreinigung). Die Problematik der Exothermie ist bei einer nachgeschalteten CO-Feinreinigung nicht von gleicher Relevanz wie bei der Prozessführung im Hauptreaktor (Methanisierung), da durch die starke Verdünnung der Temperaturanstieg minimal ist.

Das Prinzip der Eduktgasverdünnung auch auf die Hauptumsetzung (Methanisierung) zu übertragen ist nur mit einer hohen Rezyklisierungsrate des extern gekühlten Produktgases möglich. Hierfür muss ein entsprechend hoher zusätzlicher Verdichtungsaufwand betrieben werden. Auch die Größe der Reaktoren muss der höheren Gasmenge (Eduktgas und re-zykliertes Produktgas) angepasst werden. Für stark CO-haltige Gase erscheint dieser tech-nisch fertig entwickelte Weg daher weniger effektiv, solange Katalysatoren mit hinreichender Abriebfestigkeit in der Wirbelschicht eingesetzt werden können.

Katalysatorauswahl

Für die Katalyse der Methanisierungsreaktion eignen sich alle Metalle der achten Neben-gruppe, wobei Kompromisse zwischen hoher Aktivität und hoher Selektivität gemacht wer-den müssen. Ni, Pd und Pt sind besonders geeignete Katalysatormaterialien, wobei die bei-den Edelmetalle Vorteile hinsichtlich der Selektivität aufweisen. Allerdings ist unter Berück-sichtigung wirtschaftlicher Faktoren, insbesondere bei sich verbrauchenden Katalysatoren im Wirbelbett (Abrieb), Ni als Katalysatormaterial eindeutig vorzuziehen. Auch die etwas erhöh-te Bildungsneigung von C2-Kohlenwasserstoffen an Ni-Oberflächen als Nebenprodukte ist für die Nutzung als Biomethan in Erdgasnetzen (SNG) nicht von Nachteil, sodass die Selektivi-tätsvorteile der Edelmetalle nicht zum Tragen kommen.

Für einen stabilen und dauerhaft aktiven Katalysator sind neben der Auswahl der aktiven Spezies auch das Trägermaterial sowie Zusätze, die ein Kristallitwachstum durch Oberflä-chenmigration unterdrücken, von Bedeutung. Unter den kommerziell erhältlichen Ni-Katalysatoren sind die mit TiO2 oder CeO2 als Trägermaterial mit Zusätzen von W oder Mo als besonders geeignet zu bezeichnen. Sie weisen neben den obigen Anforderungen zusätz-lich eine erhöhte Resistenz gegen eine Desaktivierung durch Sulfidierung auf.

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Reinheitsanforderungen

Nach der Feststoffabtrennung durch Filtration kann mittels einer (basischen) Wasserwäsche der Gehalt der Komponenten HCl und HF hinreichend (auf wenige ppb) abgesenkt werden. Auch H2S wird mit ausgewaschen; aber sicher nicht hinreichend gut genug für einen unge-störten Dauerbetrieb des Katalysators, da die Reinheitsanforderungen bei 0,1 ppmv H2S liegen. Insbesondere bei (zeitweise) erhöhten HCl-Frachten aufgrund schwankender Bio-massezusammensetzungen wird H2S durch die stärke Säure aus der Waschlösung wieder verdrängt. Um dauerhaft eine H2S-Belastung < 0,1 ppmv des Rohsynthesegases vor Eintritt in die Methanisierungsstufe zu gewährleisten, sollte eine entsprechende Sorptionsstufe vor-geschaltet werden.

Als kostengünstige und einfach zu betreibende Lösung bietet sich eine Wechselschaltung zweier mit ZnO befüllter Festbettreaktoren, die gleichzeitig auch letzte Spuren von HCl mit entfernen, an. Gegebenenfalls sind dem ZnO kleine Mengen von beispielsweise Co/Mo/S2-Katalysatoren, für die Hydrolyse des COS zu H2S und CO2 in Anwesenheit von Wasser-dampf, zuzusetzen, um ein Eindringen von COS in den Methanisierungskatalysator sicher zu verhindern. Der COS-Anteil im Rohsynthesegas macht in etwa 1/25 der Gesamtschwefelbe-lastung – etwa 2 bis 10 ppmv – am Austritt des Vergasers aus. Mit einer Feinentschwefelung mittels ZnO können höchste Gasreinheiten erzielt werden.

Wenngleich erste Versuche mit Biomassevergasungsgas auch ohne Feinentschwefelung (ZnO-Schüttung) keine sehr starke Abnahme der Katalysatoraktivität gezeigt haben, sollte bei der Planung einer Synthesegasaufbereitung mit Methanisierung nicht auf diese Stufe verzichtet werden, da die in der Biomasse enthaltenen Schwefel- und Chlorfrachten – auch bei einem Einsatz von unbehandeltem Holz – regional und saisonal weit variieren können und Katalysatorvergiftungen unter den Reaktionsbedingungen praktisch irreversibel sind.

CO-Konvertierung

Betrachtet man die reine CO-Konvertierung (CO-Shift), so ist diese mit -41,2 KJ/mol eben-falls exotherm:

H2O + CO CO2 + H2 HR = - 41,2kJ/mol Glg. 2-35

Durch ihre im Vergleich zur Methanisierung deutlich niedrigere Energiedifferenz ist die CO-Konvertierung als Gleichgewichtsreaktion zu betrachten. Hieraus ergibt sich, dass mit zu-nehmender Temperatur die Verschiebung der Gleichgewichtslage hin zu den Edukten von großer praktischer Relevanz ist. Daher ist es schwierig einen vollständigen CO-Umsatz in endlicher Zeit zu erreichen (Reaktionsgeschwindigkeit steigt exponentiell mit der Tempera-tur). Für hohe Reinheiten ist es erforderlich die Reaktion mehrstufig bei fallenden Temperatu-ren durchzuführen. Das bedeutet auch, dass CO und H2 in signifikanten Konzentrationen nebeneinander vorhanden sind und somit immer die „Gefahr“ der Methanisierungsreaktion als Konkurrenz zum vollständigen CO-Shift gegeben ist.

Für die CO-Konvertierung ist daher ein möglichst selektiver Katalysator, der eine Aktivierung des Wasserstoffs nicht begünstigt, vonnöten. Katalysatoren, die ein möglichst günstiges E-nergieniveau für die CO-Sorption und für die Bildung von atomabsorbiertem Sauerstoff aus Wasser aufweisen, sind daher besonders geeignet. Neuste mikrokinetische Untersuchungen (2005) zeigen dabei, dass Kupfer gegenüber den Übergangsmetallen mit nicht vollständig gefüllter d-Elektronenschale hinsichtlich der CO-Sorption (seit langem makroskopisch expe-

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rimentell bekannt), sowie verglichen mit Ag und Au innerhalb der ersten Nebengruppe hin-sichtlich der Sauerstoffsorption, begünstigt wird. Die äquimolare Shift-Reaktion ist in weiten Grenzen hinsichtlich ihrer Gleichgewichtslage nahezu vom Gesamtdruck unabhängig. Ihre Gleichgewichtskonstante kann beschrieben werden als:

COOH

COH

ppp

ppK =

2

22 Glg. 2-36

Solange die Partialdrücke der Komponenten bei Reaktionstemperatur unterhalb des Sätti-gungsdampfdrucks liegen, lässt sich diese Beziehung auch auf die molaren Anteile der Gas-komponenten beziehen. Die Gaszusammensetzung am Ausgang des Teerreformers nach einer Holzvergasung entspricht hinsichtlich der CO-, H2-, H2O- und CO2-Verhältnisse unter-einander in etwa der Gleichgewichtszusammensetzung bei 900 °C. Technisch betrachtet man heute zwei Temperaturbereiche der Shift-Reaktion, für die unterschiedliche Anforderun-gen gegeben sind und die zu unterschiedlichen Gasqualitäten führen:

zur Hochtemperatur-Shiftreaktion (HTS)

zur Tieftemperatur-Shiftreaktion (LTS).

Die Hochtemperatur-Shiftreaktion (HTS)

Als Katalysator dieses Reaktionstyps werden vorzugsweise Übergangsmetalloxide der Oxi-dationsstufen II und III auf oxidischen Trägern eingesetzt. Sind die Eduktgase nahezu schwefelfrei können mit Fe2O3/Cr2O3 (mit CuO dotiert) gute Umsätze erzielt werden. Die Re-aktionsgeschwindigkeit ist aufgrund der hohen Reaktionstemperatur von 300 bis 500 °C hin-reichend. Im üblicherweise verwendeten Festbettreaktor treten dabei trotz Gegenstromküh-lung lokale Temperaturspitzen von bis zu 560 °C auf. Die Gaseintrittstemperatur liegt für sol-che Prozesse zwischen 250 und 300 °C, die Austrittstemperatur bei etwa 400 °C. Hierbei verbleibt ein signifikanter CO-Anteil gleichgewichtsbedingt im Produktgas; je nach Eduktgas-zusammensetzung etwa 1,5 bis 2 % CO. Schaltet man nach Zwischenkühlung eine zweite baugleiche Reaktorstufe nach, so können bei etwas niedrigerer Temperatur CO-Rest-konzentrationen von 0,5 bis 1 % erreicht werden. Diese Gasqualität kann nach einer CO2- Abtrennung die Anforderungen bei einer Zusatzgaseinspeisung unter Umständen nicht si-cher erfüllen. Für die genannten Katalysatoren sind die Schwefelgehalte des Rohgases aus der Holzvergasung mit 50 bis 150 ppmv H2S deutlich zu hoch. Für schwefelbelastete Roh-synthesegase müssen dann alternativ Co-Mo-basierte Katalysatoren eingesetzt werden. Diese H2S-resistenten Katalysatoren konvertieren darüber hinaus auch COS mit Wasserstoff zu H2S. Hierbei ist die Hydrierung kinetisch der Hydrolyse gegenüber bevorzugt.

H2 + COS CO + H2S HR = + 10,9 kJ/mol Glg. 2-37

Der dazu benötigte Wasserstoff wird durch die simultan ablaufende Shift-Reaktion gebildet. Damit ergibt sich als Bruttogleichung:

H2O + COS CO2 + H2S HR = - 30,2 kJ/mol Glg. 2-38

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Diese Gleichung beschreibt auch das Gleichgewicht der COS-Hydrolyse. Die direkte Hydro-lyse ist kinetisch jedoch von untergeordneter Bedeutung. Hinsichtlicht der erzielbaren Rein-heiten gilt für die Co-Mo-Katalysatoren das gleiche wie für die Fe-Cr-Katalysatoren, da die gleichen Reaktionstemperaturen gewählt werden müssen. Die Hochtemperatur-Shiftreaktion kann somit nur in Kombination mit weiteren Aufbereitungsschritten zur Synthesegasgasauf-bereitung genutzt werden.

Die Tieftemperatur-Shiftreaktion (LTS)

Um den CO-Restgehalt im Produktgas in einen Bereich deutlich unter 0,1 Vol.-% zu reduzie-ren, ist es notwendig, die (Rest)-Konvertierung bei deutlich niedrigeren Temperaturen durch-zuführen. Hierfür sind Katalysatoren mit höherer Aktivität als die oben genannten erforder-lich. Vorzugsweise werden Cu-Katalysatoren auf ZnO/Al2O3 verwendet. Um Aktivitätsverluste des Katalysators zu verhindern, ist es aufgrund der hohen Stabilität der Kupfersulfide bzw. -halogenide erforderlich, den Chlor- und Schwefelgehalt vor Eintritt in die LTS-Stufe auf weni-ger als 0,1 ppmv zu reduzieren.

Hierzu können die Gaskomponenten HCl und H2S ausgewaschen (relevant bei hohen HCl-Frachten) oder sorptiv abgeschieden werden, wobei hierfür ZnO als Sorptionsmaterial be-sonders geeignet erscheint. Die für die Tieftemperatur-Shiftreaktion benötigten Prozesstem-peraturen im Reaktor liegen zwischen 180 und 250 °C. Die Eintrittstemperatur muss nur knapp oberhalb des Wassertaupunktes liegen.

Da etwa 1/25 des Schwefels nach der Vergasung nicht als H2S sondern als COS vorliegt, kann es, insbesondere wenn keine HTS-Stufe vor eine LTS-Stufe geschaltet worden ist, notwendig sein, das ZnO-Sorbens mit z. B. etwas Co-Mo zu dotieren und damit eine in situ COS-Hydrierung mit sofortiger Sorption des sich bildenden H2S zu ermöglichen.

Die nach einer (Kohle-) Druckvergasung übliche mehrstufige Prozessroute Vergaser HT-Filter HTS-Stufe (Co/Mo) ZnO-Stufe LTS-Stufe (Cu/ZnO) nutzt ei-nen kontinuierlichen Temperaturabfall vom Vergaser zum ZnO-Bett.

Im Fall einer drucklosen Vergasung (z. B. mit FICFBG-Vergaser Güssing) und einer reinen CO-Konvertierung (siehe Modellfall 9 in Kapitel 2.5.4, S.144) sind prinzipiell drei Prozessva-rianten denkbar. Will man die obige sukzessive Temperaturstaffelung nutzen, so kann die Verdichtung erst im Anschluss an die LTS-Stufe erfolgen, da das Gas vor der Verdichtung weiter abgekühlt werden muss. Hierbei müssen aber alle der Verdichtung vorgelagerten Ag-gregate entsprechend den größeren realen Volumenströmen und den spezifisch geringen Wärmeübertragungsraten deutlich größer ausgeführt werden. Kühlt und verdichtet man hin-gegen vor der HTS-Stufe, so ist das Gas anschließend wieder auf 300 °C aufzuheizen und danach sofort wieder für das Erreichen einer guten Sorptionsleistung wieder stark abzuküh-len. Prozessimmanent ist genügend Wärme auf hinreichendem Niveau vorhanden, doch bedeutet dies zwei zusätzliche Wärmeübertrager im System.

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Daher erscheint in solchen Fällen – zumindest bei niedrigen Schwefel- und Halogenfrachten des Rohgases – die dritte Variante ZnO und mit Zusatz von COS-Hydrierungskatalysatoren mit anschließender LTS als eine konkurrenzfähige Alternative. Zu berücksichtigen ist dabei, dass die LTS-Stufe signifikant größer bzw. mehrstufig konstruiert werden muss. Bei der Re-aktorkonstruktion ist dann auch zu beachten, dass in etwa die zehnfache Reaktionsenthalpie in der LTS-Stufe dem System entzogen werden muss, da die Eingangskonzentration an CO etwa zehnmal so groß ist wie nach einen vorgeschalteten HTS-Reaktor. Zu berücksichtigen ist weiterhin die besondere Temperatursensibilität des Kupfer-Katalysators hinsichtlich De-saktivierung durch Kristallbildung/-wachstum. Die herausragende Bedeutung des Tempera-tureinflusses zeigt sich auch darin, dass nahezu alle Katalysatormodifizierungen, die zu einer Verbesserung geführt haben, durch Verbesserung der Temperaturstabilität und nicht durch eine Erhöhung der Anfangsaktivität erreicht wurden. Trotz dieser vorgenannten Schwierigkei-ten ist die einstufige Konvertierung im LTS-Reaktor technisch handhabbar und auch schon realisiert worden.

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2.4.5 Verfahren zur CO2-Abtrennung

Im großtechnischen Bereich mit Anlagendurchsätzen jenseits einiger 1000 m /h haben sich absorptive Verfahren (Wäschen) durchgesetzt, da in fast allen industriellen Gasaufberei-tungsprozessen eine CO2- UND eine parallele Schwefelentfernung ohne vorherige Gaskon-ditionierung (Grobentschwefelung, Trocknung etc., siehe auch Kapitel 2.3.1) gefordert wer-den. Diese Anforderungen gelten in gleicher Weise auch für in dieser Studie betrachtete Aufbereitungspfade. Deshalb wird nachfolgend schwerpunktmäßig nur auf etablierte Wasch-verfahren näher eingegangen und hinsichtlich theoretischer Grundlagen auf Kapitel 2.2.2 verwiesen. Weitere Verfahren – die aber für eine CO2-Abtrennung größerer Volumenströme weniger geeignet sind – sind ebenfalls in Kapitel 2.2.2, S. 50ff beschrieben worden. Verwie-sen sei an dieser Stelle lediglich auf aktuelle Forschungen des Fraunhofer-Institutes IKTS, Dresden [Adler 2005] in Zusammenarbeit mit der TU Bergakademie Freiberg, die ein adsorp-tives regenerierbares CO2-Sorbens (Li4SiO4) für den Hochtemperaturbereich entwickeln, und auf das AER-Verfahren (in situ CO2-Absorption an CaO, Regenerierung durch Kalzinierung), dass derzeit am ZSW Stuttgart entwickelt wird..

Nachfolgend werden einige wichtige in der chemischen Industrie bzw. Gasprozesstechnik übliche Verfahren, nach Lösungsmittel bzw. Absorptionsprinzip unterteilt, vorgestellt und anschließend hinsichtlich einer Synthesegasaufbereitung (der Fokus liegt auf einer Biomas-severgasung und den in dieser Studie betrachteten Volumenströmen) bewertet.

2.4.5.1 Physikalische Waschverfahren

Druckwasserwäsche

Die Druckwasserwäsche (DWW, Anbieter Flotech bzw. eco Naturgas GmbH) ist ein tech-nisch einfaches Verfahren zur CO2- und H2S-Abtrennung aus Gasen, das sich überwiegend im Bereich kleinerer Gasdurchsätze bis 1.500 Nm /h (Biogasaufbereitung) durchgesetzt hat. Das Verfahren wurde bereits ausführlich in Kapitel 2.2.2.2 beschrieben; an dieser Stelle sei jedoch auf folgende Charakteristika verwiesen.

Mit einer Druckwasserwäsche können neben CO2, H2S und Stäuben auch NH3, HCN, HCl und andere saure Schadgase aus der Biomassevergasung entfernt werden. Sehr hohe Schwefelbelastungen (> 10.000 ppmv H2S) können allerdings zu Verblockungen im Desor-ber führen und sollten vorher abgetrennt werden. COS ist schlecht wasserlöslich und muss gegebenenfalls separat behandelt werden. Als vorteilhaft an diesem Verfahren sind zum einen das sehr preiswerte und äußerst einfach zu handhabende Waschmittel Wasser und der geringe Regenerierungsaufwand (zweistufige Entspannung auf Umgebungsdruck und Luftspülung des zweiten Desorbers) zu bezeichnen. Nachteilig wirken sich jedoch der mit zunehmendem Gasdurchsatz stark steigende Wasserumlauf bzw. die dafür notwendigen hohen Umwälzleistungen aus. Daher sollte die wirtschaftlich vertretbare Obergrenze von DWW-Anlagen beachtet werden und ab einem bestimmten Durchsatz eher auf Lösungsmit-tel mit höheren Beladungskapazitäten (z. B. Selexol) zurückgegriffen werden.

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Selexol-Wäsche

Bei Selexol-Wäschen handelt es sich ebenfalls um ein physisorptives Verfahren, das vorwie-gend bei der Erdgasaufbereitung genutzt wird. Es ist besonders geeignet für Gase, die hohe Konzentrationen an H2S und CO2 enthalten bzw. nur sehr hohe CO2-Partialdrücke aufwei-sen.

Das Selexol-Waschmittel besteht aus einem Mix von Dimethylethern des Polyethylenglykols (DMPEG) und wird von den Firmen Union Carbide, USA (UOP) und Norton, USA vertrieben (Entwicklung von Allied Chemical Corporation, USA). Selexol ist nicht giftig und nicht korro-siv, aber deutlich teurer als Wasser. Übliche Prozessparameter einer Selexol-Wäsche sind 20-30 bar und Umgebungstemperaturen. Bei einer Kühlung des Absorbers bzw. des Sele-xols können die Selektivität des Lösemittels hin zu Schwefel erhöht und die Umwälzmengen (geringere Anlagengröße) reduziert werden. Allerdings neigt Selexol dazu, bei Temperaturen unter 0 °C zähflüssig zu werden, weshalb die Anlage frostfrei gehalten werden muss.

Die erreichbaren Beladungskapazitäten von Selexol gegenüber CO2 und H2S sind deutlich besser als die des Lösungsmittels Wasser, weshalb weniger Waschflüssigkeit benötigt wird bzw. umgewälzt werden muss. H2S ist 9-fach besser als CO2 in Selexol löslich; COS ist zwei-fach besser löslich als CO2 in Selexol. Deshalb ist auch mit einer Selexol-Wäsche eine selek-tive Schwefel-Absorption möglich. Löslich in Selexol sind auch NH3, HCN und organische Schwefelkomponenten. Darüber hinaus hat Selexol einen niedrigen Dampfdruck, was sich positiv auf Lösungsmittelverluste auswirkt. In geringen Mengen ist auch Methan in Selexol löslich.

Auch Wasser (Gastrocknung) und höhere Kohlenwasserstoffe lösen sich in Selexol; bei An-wesenheit von Wasser verringert sich der Siedepunkt des Lösungsmittels (allerdings gleich-zeitige Verdünnung, zunehmende Waschmittelmenge und steigende Umwälzleistung). Zu beachten ist allerdings, dass bei einer gleichzeitigen Gastrocknung mit einer Selexol-Wäsche auch der Regenerierungsaufwand (Mitteldruckdampf) deutlich steigt. Je höher der Wasser-gehalt im Lösungsmittel ist, desto weniger Kohlenwasserstoffe werden durch Selexol aufge-nommen.

Die Lösemittelregeneration erfolgt in der Regel nicht mit Luft (Druckentspannung und Strip-pen mit Luft nur bei reiner CO2-Abtrennung möglich) sondern mit Dampf, um H2S und Was-serdampf etc. abzutrennen. Unter Umständen kann es sich also lohnen, das Gas vor einer CO2-Abtrennung (Selexol-Wäsche) zu trocknen und eine Grobentschwefelung vorzunehmen. Die Selexol-Wäsche wird vorwiegend bei hohen Drücken angewendet, da die Löslichkeiten von H2S, CO2 u.a. dann stark zunehmen und auch die Regenerierung durch Druckentspan-nung vereinfacht wird. Selexol-Wäschen sind für größere Volumenströme unter den physika-lischen Lösungsmitteln mit am besten geeignet, um CO2 und H2S aus Gasen zu entfernen.

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Purisol-Wäsche

Das von der Firma Lurgi entwickelte Verfahren verwendet als Lösemittel N-Methyl-2-Pyrrolidone (NMP). Purisol-Wäschen werden ebenfalls bei der Erdgasaufbereitung zur CO2-Entfernung sowie zur Entschwefelung (selektive Entschwefelung) eingesetzt.

Purisol weist gegenüber Selexol höhere Selektivitäten hinsichtlich H2S (H2S ca. 12-fach bes-ser als CO2 löslich) auf und wird daher vorwiegend nur als selektives Entschwefelungsver-fahren eingesetzt (Abtrennung bis zu 99,998 %), da bei hohen H2S-Gehalten nur geringe Mengen CO2 absorbiert werden können. Prinzipiell können mit einer Purisol-Wäsche auch NH3, höhere Kohlenwasserstoffe und HCN etc. absorbiert werden, oftmals werden diese Spuren jedoch durch eine Vorwaschstufe entfernt.

COS wird deutlich schlechter absorbiert als H2S (ca. 20 % der H2S-Löslichkeit) und sollte daher besser vor einer Purisol-Wäsche zu H2S hydrolisiert bzw. hydriert werden. Die Me-thanabsorption ist im Vergleich zur Selexol-Wäsche – die ohnehin bereits gering ist – noch etwas geringer.

Abbildung 2.15: Purisol-Wäsche zur CO2-Entfernung aus hoch verdichteten Gasen, a) Absorber; b) Stripper;

c) NMP-Wasser-Separator [Ullmann 2000]

Mögliche NMP-Spuren im Reingas können durch eine anschließende Wasser-Wäsche ent-fernt werden. Die Purisol-Wäsche wird entweder unter Umgebungsbedingungen oder gekühlt (bis zu –15 °C, kein Frostschutz notwendig) und bei Drücken größer 20 bar betrieben.

Eine Regeneration des Waschmittels ist mit Luft möglich (bei hohen Absorberdrücken); in der Regel werden die absorbierten Komponenten jedoch durch Druckentspannung und Aus-kochen des Lösungsmittels ausgetrieben.

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Rektisol-Wäsche

Das von Lurgi und später mit Linde gemeinsam weiterentwickelte Rektisol-Verfahren wird seit ca. 1950 angewendet. Das Verfahren wurde speziell für die Aufbereitung von Synthese-gasen (aus Kohlevergasung, der partiellen Oxidation von Schwerölen, Petrolkoks oder Ab-fallstoffen (z. B. MPG-Verfahren) sowie aus der Kohlevergasung) genutzt. Die im Rohgas enthaltenen, unerwünschten Komponenten wie CO2, H2S, COS, HCN, NH3, organische Schwefelverbindungen, Metallcarbonyle sowie aromatische und höhere Kohlenwasserstoffe werden physikalisch vom Lösungsmittel absorbiert. Anschließend werden die absorbierten Komponenten durch Druckreduzierung und „Auskochen“ des Lösungsmittels wieder desor-biert und je nach Wunsch in weiterführenden Anlagen (z. B. Claus-Anlage) behandelt. Das Verfahren ist sehr flexibel und anpassbar auf verschiedenste Randbedingungen. Die Rekti-sol-Wäsche wird vorwiegend für selektive Abtrennungen und für Gase mit hohen CO2-Partialdrücken genutzt. Als Waschmittel dient gekühltes Methanol. Bei Waschmitteltempera-turen von bis zu -75 °C können Lösemittelverluste weitgehend vermieden und die erforderli-che Umwälzrate gering gehalten werden. Die Löslichkeiten der verschiedenen Komponenten im Methanol sind sehr unterschiedlich, wodurch eine selektive Abscheidung der Komponen-ten, beispielsweise von H2S und CO2 möglich ist.

Abbildung 2.16: Rektisol-Wäsche mit separater H2S- and CO2-Abtrennung, a) H2S-Absorption; b) CO2-

Absorption; c) Flash-Regeneration; d) Stripper; e) Reabsorber; f) Heißgasregeneration [Ullmann 2000]

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Wegen der erzielbaren Reinheiten in einer Verfahrensstufe eignet sich die Rektisol-Wäsche hervorragend für die Konditionierung von Synthesegasen. Ein typisches Verfahrensfließbild – Rektisol-Wäsche mit separater CO2- bzw. H2S-Abtrennung – zeigt Abbildung 2.16. Die erste Rektisol-Stufe (a) dient zur selektiven Entschwefelung und die zweite Stufe zur CO2-Abscheidung (b). Das eintretende Rohgas (Raw Gas) wird gekühlt (ca. -30 °C) und dem H2S-Absorber zugeführt. In der Vorwaschstufe (Prewash Stage) des Absorbers werden zunächst Verunreinigungen wie z. B. HCN und NH3 entfernt. Weil die Löslichkeiten für diese Stoffe besonders hoch sind, ist hierfür nur eine geringe Menge Lösungsmittel erforderlich. In der zweiten Stufe des H2S-Absorbers werden H2S und die anderen Schwefelverbindungen ab-sorbiert, sodass der Restgehalt an Schwefel im Synthesegas unter 0,1 ppm liegt. Für beide Abscheidungen, die je nach Anwendung bei Drücken zwischen 30 bis 60 bar ablaufen, wird kaltes, CO2-beladenes Methanol eingesetzt.

Das beladene Waschmittel aus dem H2S-Absorber wird in zwei Schritten regeneriert: Zu-nächst durch Teilentspannung (Flashing) und Rückführung von H2 und CO auf die Feedgas-seite und danach durch Erhitzen bzw. „Auskochen“ der Lösung (Hot Regeneration) unter Freisetzung aller absorbierten Gase.

Die CO2-Abtrennung erfolgt in einem zweistufigen Absorber. Im unteren Bereich des Absor-bers, wo die CO2-Konzentration im Gas auf etwa 5 % sinkt, wird Lösungsmittel (ca. -60 °C) aus einem Entspannungsbehälter (entspannen und strippen) verwendet. Für die Feinab-scheidung des CO2 wird in der zweiten Stufe kaltes Lösungsmittel aus der heißen Regenera-tion verwendet. Das beladene Lösungsmittel aus dem CO2-Absorber wird in einer zweiten Entspannungsstufe auf einen niedrigeren Druck entspannt und dadurch abgekühlt. Das hier-bei frei werdende CO2 ist schwefelfrei und kann entweder an die Atmosphäre abgegeben werden oder auch weiterverarbeitet werden, z. B. für die Produktion von Harnstoff.

Die Absorberkühlung wird durch interne Wärmeübertrager und durch eine Temperatursen-kung bei der Desorption erreicht. Der Ausgleich der Kälteverluste erfolgt durch eine Kom-pressionskälteanlage (zwischen -30 und -45 °C).

Die Rektisol-Wäsche gibt es auch in einfacheren Ausführungen, beispielsweise mit einer gemeinsamen CO2- und H2S-Abtrennung, die besonders bei kleineren (<10.000 m /h) Gas-durchsätzen und ohne Weiterverarbeitung der abgetrennten Komponenten sinnvoller er-scheinen.

Als Hauptvorteil der Rektisol-Wäsche sind vor allem die hohen erreichbaren Produktgasrein-heiten, sowohl für CO2 als auch für Schwefel, bis in den ppm-Bereich zu nennen. COS und Mercaptane sind zwar schlechter löslich als H2S, dennoch können (bei entsprechender Aus-legung des Verfahrens) Schwefelgehalte bis auf 0,1 ppmv erreicht werden. CO2-Partialdrücke im Produktgas kleiner 10 ppmv sind ebenfalls möglich. H2S ist unter allen phy-sikalischen Lösungsmitteln am besten in Rektisol löslich, weshalb auch eine selektive Ab-trennung möglich ist. Die üblichen Arbeitsdrücke der Rektisol-Wäsche liegen zwischen 30 und 60 bar und die üblichen Prozesstemperaturen zwischen –10 und –70 °C. Je höher der Wassergehalt im Lösungsmittel ist (Verdünnung), desto geringer ist auch die Löslichkeit von Kohlenwasserstoffen, wobei eine Methanolverdünnung den Arbeitstemperaturbereich ein-schränkt.

Als weitere Verfahrensvorteile sind zu nennen: günstiges und problemlos verfügbares Lö-sungsmittel, Anlagen relativ kostengünstig durch geringen spez. Waschmittelbedarf, Korrosi-on und Einfrieren der Anlage nicht zu erwarten.

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Weitere physisorptive CO2- und H2S-Wäschen

Während für die Rektisol-Wäsche sehr tiefe Absorptionstemperaturen benötigt werden, nut-zen andere physisorptive Wäschen organische Lösungsmittel mit hohen Siedetemperaturen und niedrigen Dampfdrücken. Diese organischen Lösungsmittel weisen unter Umgebungs-temperaturen (bzw. auch leicht darunter) hohe Absorptionskapazitäten für saure Gase auf. Obwohl mit zunehmenden Temperaturen die CO2-Löslichkeit spürbar abnimmt, ermöglichen diese organischen Lösungsmittel bei hohen CO2-Partialdrücken im Feedgas noch attraktive und gegenüber chemischen Wäschen noch vergleichbare Beladungskapazitäten.

In der Konsequenz bedeutet dies, dass physisorptive Wäschen vorrangig bei Feedgasen mit hohen CO2-Partialdrücken und chemisorptive Wäschen bei Feedgasen mit geringen CO2-Partialdrücken eingesetzt werden.

Weitere physisorptive Absorptionsverfahren neben den bereits vorgestellten (Selexol, Purisol etc.), die hochsiedende Lösungsmittel verwenden, sind:´

1. Fluor-Verfahren mit Propylenkarbonat (PC) als Lösungsmittel (Fa. Fluor, USA);

2. Morphysorb-Verfahren mit N-Formyl-Morpholine (NFM) als Lösungsmittel, entwickelt von Krupp Uhde;

3. Sepasolv-Verfahren, eine Mixtur aus Oligoethylenglykol und Methylisopropylether (MPE) der Fa. BASF; und

4. Gaselan-Verfahren mit N-Methylcaprolactam (NMC) als Lösungsmittel, entwickelt von VEB Leuna.

Die Siedetemperaturen dieser Lösungsmittel liegen zwischen 200 und 350 °C; ihre Molekül-massen zwischen 100 und 320. Die CO2-Löslichkeit ist ungefähr gleich zwischen allen Lö-sungsmitteln.

In den Fällen, in denen vorrangig eine selektive H2S-Entfernung aus CO2-reichen Feedgasen gewünscht wird, wäre zuerst eine Purisol-Wäsche oder (nachfolgende Nennung mit abneh-mender Eignung) eine Selexol-Wäsche, Sepasolv bzw. eine Fluor-Wäsche auszuwählen.

Die COS-Löslichkeit ist generell bei allen Wäschen deutlich niedriger als die H2S-Löslichkeit, weshalb vor einer selektiven absorptiven Entschwefelung und nennenswerten COS-Frachten im Feedgas idealerweise eine COS-Hydrolyse erfolgen sollte. Bei einer reinen CO2-Wäsche (schwefelfreier) Synthesegase vereinfacht sich das Verfahren erheblich: Es wird lediglich ein Absorber und eine Strippkolonne (ohne aufwändige Heißregeneration) benötigt.

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2.4.5.2 Chemische Wäschen

Bei chemisorptiven Absorptionsverfahren wird die Absorption der zu lösenden bzw. abzu-trennenden Gase überlagert durch eine parallele Reaktion des Waschmittels mit den gelös-ten Gasen. Dadurch wird die Absorptionskapazität gegenüber physisorptiven Wäschen spür-bar erhöht, allerdings um den Preis deutlich steigenden Regenerierungsaufwandes (falls möglich bzw. wirtschaftlich vertretbar) bzw. eines entsprechenden Waschmittelverbrauches. Chemisorptive Wäschen werden also bevorzugt bei sehr großen Volumenströmen oder bei Gasströmen mit geringen CO2-Partialdrücken bzw. einer selektiven Schwefelabtrennung angewandt. Mit chemischen Wäschen können höhere Gasreinheiten erreicht werden als mit physisorptiven Wäschen.

Die verwendeten Waschmittel lassen sich in zwei Gruppen einteilen: Amine und anorgani-sche Basen. Aminwäschen sind grundsätzlich etwas flexibler auf die jeweiligen Aufgaben anpassbar als anorganische Basen, so dass eine optimale Verfahrensauslegung, z. B. eine selektive H2S-Absorption, eher mit Aminwäschen (tertiäre Amine) möglich sind.

Mono- und Diethanolamin (MEA, DEA), Diglykolamin (DGA, 2-(2-Aminoethoxy)ethanol), Di-Isopropanolamin (DIPA) und Methyldiethanolamin (MDEA) sind sehr bekannte und weit ver-breitete chemisorptive Lösungsmittel. Daneben gibt es noch eine Vielzahl weiterer speziell formulierter Amine, z. B. Ucarsol, Gas-Spec oder aMDEA, auf dem Markt. Viele Amine ent-halten zahlreiche Additive, die z. B. höhere Aminkonzentrationen in der Waschlösung, ver-besserte CO2-Absorptionskapazitäten ermöglichen oder Korrosionsneigungen bzw. Tenden-zen zur Schaumbildung reduzieren. Die H2S-Selektivität von Aminwäschen kann durch den Einsatz sterisch behinderter Amine (z. B. Flexsorb SE) beeinflusst werden.

Alkanolamine sind Derivate des Ammoniaks, an dem ein, zwei oder drei H-Atome durch CnH2n-OH Gruppen ausgetauscht werden. Diese Amine werden dann entsprechend der An-zahl der an das N-Atom angehängten organischen Gruppen primäre, sekundäre oder tertiäre Alkanolamine genannt.

Weit verbreitete primäre Alkanolamine enthalten eine Ethanol- (MEA) oder eine Glykolgrup-pe (DGA); sekundäre Alkanolamine enthalten zwei Ethanol- (DEA) oder Isopropanolgruppen (DIPA). MDEA als N-alkyliertes Alkanolamin besitzt zwei Ethanolgruppen und eine mit dem N-Atom verbundene Methylgruppe. Die Aminogruppe sorgt für die notwendige Alkalinität in der wässrigen Lösung (zur Absorption saurer Gase), während die Hydroxylgruppe des Alko-holrests die Wasserlöslichkeit erhöht und den Dampfdruck des Amins erniedrigt.

In Aminwäschen reagieren saure Gaskomponenten reversibel mit der alkalischen Lösung. H2S reagiert sofort unter Sulfidbildung mit allen Aminen, während CO2 nur mit primären und sekundären Aminen zu Carbamaten10 reagieren kann. Die Reaktionsgeschwindigkeit der Carbamatbildung ist gering, die der Bikarbonatbildung sehr gering.

Diese verschiedenen Reaktionsgeschwindigkeiten der Amine für H2S und CO2 sind die Grundlage für eine selektive H2S-Absorption. Beispielsweise besitzt MDEA gegenüber primä-ren und sekundären Aminen eine deutlich höhere H2S-Selektivität, da keine Carbamatbil-dung mit tertiären Aminen möglich ist und CO2 nur über die langsam ablaufende Bikarbonat-bildung absorbiert werden kann. Entsprechende Absorber müssen daher eine befriedigende

10 Carbamate - Abkömmlinge der Carbaminsäure, einer Stickstoff enthaltenden organischen Säure, mit biozider Wirkung

ähnlich organischen Phosphorverbindungen; Carbamate werden vor allem als Insektizide und als Herbizide eingesetzt.

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Massentransferzone für eine vollständige H2S-Absorption und zugleich kurze Verweilzeiten (um eine CO2-Absorption zu vermeiden) ermöglichen [Ullmann 2000].

Durch Temperaturerhöhung und Druckabsenkung werden die Sorptionsgleichgewichte wie-der hin zu den Edukten verschoben und saure Gase wieder desorbiert. Das Verfahrens-schema ist grundsätzlich für alle Aminwäschen ähnlich (siehe Abbildung 2.17). Das Feedgas durchströmt den Absorber (a), das beladene Lösungsmittel strömt durch einen Wärme-übertrager (d) zur Regenerierung (e). Dort desorbieren die gelösten sauren Gase nach Druckentspannung und Erwärmung (g) des Lösungsmittels. Die desorbierten sauren Gasbe-standteile verlassen den Desorber über Kopf, der Dampf zum Strippen des Lösungsmittels kondensiert in Säule (f). Das regenerierte Lösungsmittel wird über den Wärmeübertrager (d) und den Lösungsmittelkühler (b) wieder zurück zum Absorber geführt. In der Regel wird das Gas am Austritt des Absorbers noch einmal mit Wasser gewaschen, um Lösungsmittelreste aus dem Reingas abzutrennen. Ab einem bestimmtem Absorberdruck ist es zudem oft wirt-schaftlich sinnvoller, das beladene Lösungsmittel zweistufig zu entspannen (nach d) und die desorbierende Gasphase nach dem ersten Desorber wieder zum Absorbereintritt zurückzu-führen, um die Produktgasverluste (Methan wird z. B. in geringem Maße auch absorbiert) zu minimieren.

Abbildung 2.17: Prinzipielles Verfahrensfließbild für Aminwäschen, a) Absorber; b) Lösungsmittelkühler; c) Pumpe; d) Wärmeübertrager; e) Regenerator; f) Kondensator; g) Verdampfer

Die Aminkonzentration im Lösungsmittel bestimmt maßgeblich dessen Absorptionskapazität und dementsprechend auch die Zirkulationsrate. Die maximale Aminkonzentration im Lö-sungsmittel wird unter anderem durch die Viskosität oder durch die Korrosivität des belade-nen Lösungsmittels limitiert. Alkanolamine sind anfällig gegenüber einigen Spurenkompo-nenten bzw. CO2. CO2 katalysiert beispielsweise den Zerfall von MEA und DEA zu hitzebe-ständigen Salzen und inaktiven Polymeren, die wiederum die Viskosität und die Schaumbil-dung negativ beeinflussen. DIPA reagiert mit CO2 und bildet Oxazolidone. Die Absorptions-kapazität primärer und sekundärer Amine muss daher durch eine kontinuierliche Lösungsmit-tel-Rückgewinnung aufrechterhalten werden. MDEA als tertiäres und sterisch gehindertes Amin unterliegt keiner Carbamatbildung.

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Carbonsäuren (z. B. Ameisensäure, Essigsäure oder Oxalsäure) finden sich regelmäßig in Lösungsmitteln. Sie werden durch Zyanide oder durch Oxidation der Amine gebildet. Unter hohen CO-Partialdrücken kann es in alkalischen Milieus auch zur direkten Essigsäurebildung kommen. Carbonsäuren und SO2 binden Amine irreversibel als hitzebeständige Salze, die wiederum die Lösungsmittelkapazität reduzieren und eine Hauptquelle bei Korrosionsprob-lemen darstellen. In der Praxis wird daher oft Natronlauge zugegeben.

Primäre Amine: Viele Jahre wurde fast ausschließlich MEA zur H2S- und CO2-Abtrennung in der Erdgas- und Synthesegasaufbereitung verwendet, da mit MEA hohe Absorptions-kapazitäten und hohe Produktgasreinheiten erreicht werden. Die Verwendung von MEA bringt allerdings auch einige Nachteile mit sich: In Anwesenheit von COS und CS2 wird MEA langsam zu nicht regenerierbaren und korrosiven Produkten abgebaut. Bedingt durch den hohen Dampfdruck des Lösungsmittels muss nach jeder MEA-Wäsche eine Wasserwäsche nachgeschaltet werden. Aufgrund der hohen Absorptionsenthalpien ist die Heißdampfrege-nerierung des beladenen Lösungsmittels energetisch sehr aufwendig (hoher Mitteldruck-dampfbedarf). MEA-Wäschen werden aber dennoch bevorzugt als Gaswäschen eingesetzt, wenn die Feedgase frei von COS und CS2 und die H2S- bzw. CO2-Partialdrücke gering sind (z. B. Produktgas nach Steam Reformer). Der Einsatz von Korrosionsinhibitoren erlaubt eine MEA-Konzentration von ca. 30 %, womit eine geringere Zirkulationsrate erreicht wird. Diese Weiterentwicklung der MEA-Wäsche wird von der Fa. Union Carbide unter dem Namen Ami-ne-Guard-Prozess angeboten. Allerdings ist auch dieses Verfahren nur für eine CO2-Abtrennung geeignet, da Schwefelspuren mit den Inhibitoren reagieren.

DGA wird im Econamine-Prozess der Fa. Fluor, USA verwendet. Hohe DGA-Konzentratio-nen (40 - 60 Gew.-%) ermöglichen im Vergleich zur MEA-Wäsche deutlich geringere Lö-sungsmittelzirkulationsraten. COS wird partiell mit entfernt und etwaige DGA-Abbauprodukte können unter erhöhten Temperaturen wieder zurückgewonnen werden. Eine Wasserwäsche nach dem Absorber (gasseitig) wird nicht benötigt, da der Dampfdruck des DGA sehr niedrig ist.

Sekundäre Amine wie DEA oder DIPA werden vor allem bei der Aufbereitung von Raffine-riegasen oder hoch verdichteten Erdgasen verwendet. DEA (üblich 20-25 Gew.-%) wird vor-rangig in Raffinerien angewendet, da gegenüber MEA auch nennenswerte Mengen an COS und CS2 mit absorbiert werden können. Des Weiteren werden durch die Reaktion des DEA mit COS bzw. CS2 weniger korrosive Produkte gebildet. Eine Weiterentwicklung der DEA-Wäsche durch die Societé National Elf Aquitaine (SNEA) ermöglicht höhere Lösungsmittel-konzentrationen von 25-30 Gew.-% und damit noch höhere Beladungskapazitäten von bis zu 0,7-1 mol/mol DEA (bei entsprechenden Sauergaspartialdrücken). Die Reaktionsenthalpien von DEA und CO2 sind substanziell niedriger (ca. 25 %) als die von CO2 und MEA, weshalb weniger Dampf bei der Heißdampfregenerierung benötigt wird.

Das ADIP-Verfahren – entwickelt von Shell International Oil Products; Lizenznehmer JGC, Stork Engineers & Contractors und Chiyoda – wird vorrangig zur Entsäuerung von Erdgasen, Raffineriegasen und Claus-Abgasen eingesetzt. Als Lösungsmittel wird DIPA (Diisopropano-lamin) in Konzentration bis ca. 50 Gew.-% verwendet. Wenn höhere H2S-Selektivitäten er-forderlich sind, wird auch MDEA der DIPA-Lösung zugegeben. DIPA ist chemisch beständi-ger gegenüber Zyaniden, Sauerstoff und SO2 als MDEA. Deshalb sollte in den Fällen, wo Selektivitäten unkritisch sind, eher DIPA als MDEA zur Entschwefelung (H2S) verwendet werden. Mit dem DIPA-Verfahren sind Produktgasreinheiten unterhalb 5 ppmv H2S erreich-

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bar. Der Regenerierungsaufwand ist niedriger im Vergleich zu DEA-Wäschen. DIPA neigt darüber hinaus auch weniger zur Bildung von korrosiven Abbauprodukten wie DEA.

Tertiäre Amine. MDEA ist das am meisten verwendete tertiäre Amin, da mit diesem Amin eine Vielzahl verschiedener Gase aufbereitet werden können. Da tertiäre Amine mit CO2 keine Carbamate bilden, ist MDEA besonders für eine selektive Entschwefelung CO2-reicher Gase geeignet. Auf dem Markt sind eine Vielzahl MDEA-basierter Amine mit hohen H2S-Selektivitäten verfügbar, z. B. Gas Spec oder Ucarsol. Niedrige Reaktionsenthalpien ermög-lichen eine gute Regenerierung des beladenen Lösungsmittels und damit Produktgasreinhei-ten (am Austritt des Absorbers) bis in den Bereich kleiner 5 ppmv. MDEA wird in der Regel als 30-50 Gew.-%ige Lösung eingesetzt. Wenn die Anlage in Edelstahl ausgeführt wird, kön-nen sehr hohe Lösungsmittelbeladungen mit sauren Gaskomponenten bis 0,8 mol/mol MDEA und dementsprechend geringere Zirkulationsraten erreicht werden. Deshalb wurden viele Aminwäschenwäschen, die ursprünglich für primäre oder sekundäre Amine gebaut und betrieben wurden, auf MDEA umgerüstet. Mit der Umrüstung konnten die Anlagenkapazität erhöht und der Bedarf an Hilfsenergie (z. B. Dampf) gesenkt werden.

Abbildung 2.18: aktivierte MDEA-Wäsche zur CO2-Abtrennung mit Druckentspannung. A) Hochdruckabsorber;

b) 1. Druckentspannung; c) 2. Druckentspannung; d) Lösungsmittelerhitzer; e) Desorber; f) Lö-sungsmittelkühler; g) Aminfilter

Die CO2-Absorptionskapazität von MDEA-Wäschen kann durch die Zugabe geringer Mengen an primären und sekundären Aminen gesteigert werden. Dieser Effekt wird beispielsweise im aMDEA-Verfahren der BASF bzw. in der aktivierten MDEA-Wäsche von Elf Aquitaine ange-wendet. Das in der Absorption über einen Aktivator gebildete Carbamat wird im Desorpti-onsschritt unter Freigabe von Bikarbonat und dem Aktivator wieder hydrolisiert. Die konseku-tive Carbamatbildung und die anschließende Hydrolysereaktion laufen deutlich schneller ab als die direkte Bikarbonatbildung mit Wasser.

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Die Regenerierung CO2-beladener MDEA-Lösung kann teilweise durch eine Druckentspan-nung erfolgen, was z. B. für eine CO2-Grobabtrennung ausreichend ist. Bei höheren Anforde-rungen hinsichtlich maximal zulässiger CO2-Partialdrücke im Produktgas (z. B. < 100 ppmv) ist eine zweite Absorberstufe (Nachreinigung), die von einer kleinen Menge dampfregenerier-tem Lösungsmittel durchströmt wird, erforderlich. Vor diesem Hintergrund erscheint das aM-DEA-Verfahren – aufgrund geringen Dampfbedarfes – wirtschaftlich sehr attraktiv. MDEA-Abbauprodukte sind sekundäre und primäre Amine, die wiederum die CO2-Absorption akti-vieren bzw. verbessern und so den Wirkungsgrad der Anlage erhöhen.

Sterisch gehinderte Amine als Lösungsmittel werden unter dem Handelsnamen Flexsorb (Lizenzgeber Exxon) vertrieben. Sterisch gehinderte Amine basieren auf sekundären Aminen mit einer unförmigen oder sperrigen Seitengruppe, die hauptsächlich die Carbamatisierungs-reaktion (um eine Zehnerpotenz im Vergleich zu konventionellen sekundären Aminen) ste-risch behindert. Die Basizität dieser sterisch gehinderten Amine ist deutlich höher als bei MDEA-Lösungsmitteln und ermöglicht dadurch eine viel höhere Affinität gegenüber H2S. Aus diesem Grund wird mit sterisch gehinderten Aminen eine sehr hohe H2S-Selektivität bei gleichzeitig kurzen Kontaktzeiten im Absorber erreicht.

Flexsorb SE Lösungsmittel sind besonders bei hohen CO2:H2S-Verhältnissen im Feedgas (z. B. Claus-Abgasaufbereitung) für H2S-Wäschen am besten geeignet. Die Vorteile des Flexsorb-Verfahrens wurden bereits in vielen Niederdruck-Anwendungen (Retrofit) demonst-riert. Mit dem Flexsorb SE Plus-Verfahren können sogar unter Umgebungsdruck im Absorber H2S-Konzentrationen im Reingas unter 10 ppmv erreicht werden. Hierfür muss allerdings die Lösungsmittelzirkulation erhöht (ca. 25 % Mehrkosten gegenüber Flexsorb SE) und ein Säu-repuffer (zur Regenerierung) zur Waschlösung hinzugefügt werden.

2.4.5.3 Chemische Wäschen mit anorganischen Lösungsmitteln

Heiße Pottaschenwäsche. Die heiße Pottaschenwäsche (Kaliumkarbonat) wird seit den sechziger Jahren des letzten Jahrhunderts vielfach eingesetzt. Die heiße Lösung hat übli-cherweise eine Kaliumkarbonat-Konzentration von 20-40 Gew.-%. Die CO2-K2CO3-Gleichgewichtsreaktion lässt eine zufrieden stellende CO2-Absorption auch unter erhöhten Temperaturen zu (in der Regel nahe des Siedepunktes der Lösung), weshalb der notwendi-ge Wärmeeintrag für eine Lösungsmittelregenerierung (Auskochen der Lösung) gering ist.

Die Investitionskosten einer heißen Pottaschenwäsche sind gewöhnlich geringer als die ei-ner MEA- oder DEA-Wäsche, da keine Lösungsmittel-Wärmeübertrager benötigt werden. In Abbildung 2.19 sind drei typische Prozessschemata für heiße Pottaschenwäschen ersicht-lich. In den einstufigen Verfahrensvarianten (A und B) kann durch eine Kühlung des Lö-sungsmittels im Absorber (B) der CO2-Dampfdruck am Absorberausgang (steigende Gas-reinheit mit sinkendem Dampfdruck) variiert werden. CO2-Gehalte kleiner 0,5 Vol.-% im Reingas sind allerdings unter ökonomischen Gesichtspunkten nur mit einer zweistufigen Prozessführung (C) erreichbar.

Die heiße Pottaschenwäsche wird bevorzugt für eine CO2-Abtrennung aus Reformergasen verwendet, da hier die Prozessbedingungen oft ideal sind. Bei der Wasserstoff- bzw. Syn-thesegaserzeugung (z. B. für die Ammoniak-Synthese) folgt nach der CO2-Abtrennung eine Methanisierung und CO-Konvertierung. Dieser Schritt erfolgt unter hohen Temperaturen und in Anwesenheit von Wasserdampf. Die einer heißen Pottaschenwäsche nachfolgenden Ver-fahrensschritte korrespondieren also oft vorzüglich mit den Prozessbedingungen der

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Pottaschenwäsche (hohe Temperaturen, wässriges Lösungsmittel). Darüber hinaus enthält das Reformergas eine nennenswerte Wasserdampffraktion, weshalb auch eine Beheizung der Pottaschenwäsche nicht erforderlich wird.

Abbildung 2.19: Typische Ausführungsvarianten heißer Pottaschenwäschen zur CO2-Abtrennung.

A) einstufige Ausführung; B) einstufige Ausführung mit Lösungsmittelsplittung (Kühlung); C) zweistufige Ausführung

Heiße Pottaschenwäschen gibt es in verschiedenen Modifikationen, die sich im Wesentli-chen nur in den verwendeten Additiven (Korrosionsinhibitoren oder Katalysatoren) und nicht im Verfahrensprinzip unterscheiden.

Benfield-Verfahren: In diesem Verfahren wird einer Kaliumkarbonatlösung (25-30 Gew.-%) Vanadat als Additiv zugegeben. Viele Weiterentwicklungen haben zu einer breiten Anwen-dung dieses Verfahrens in der Ammoniakproduktion (Ausgangsstoff Erdgas oder Naphtha) geführt. Übliche Prozessbedingungen sind: 70-120 °C, Drücke zwischen 22-70 bar.

Catacarb-Verfahren: Die Kaliumkarbonatlösung enthält patentrechtlich geschützte Additive. Amine verbessern als Promotoren den Massentransfer und reduzieren Korrosionsprobleme. Auch dieses Verfahren wird hauptsächlich zur Synthesegasaufbereitung für die Ammoniak-produktion, aber auch zur Wasserstoff- oder Erdgasaufbereitung eingesetzt. Wenn im Feed-gas kein CO2 anwesend ist, kann die H2S-Sorption durch den Einsatz von Kaliumboraten statt Kaliumkarbonat verbessert werden.

Lurgi verwendet als Additive Borate, die, neben einer Korrosionsminimierung, vor allem eine Beschleunigung der Absorption ermöglichen. Darüber hinaus kann mit dieser Lösungsmittel-variation (Kaliumkarbonatlösung mit Boraten) neben H2S auch COS absorbiert werden.

In zweistufiger Prozessausführung können mit einer heißen Pottaschenwäsche Gasreinhei-ten kleiner 1 ppmv H2S erreicht werden. Bedingt durch stark verschiedene Reaktionsge-schwindigkeiten, kann H2S auch in CO2-reichen Feedgasen unter bestimmten Randbedin-gungen selektiv abgetrennt werden. Diese Selektivität ist zusammen mit anderen wichtigen Eigenschaften des Pottasche-Verfahrens – wie beispielsweise hohe Absorptionstemperatu-ren, relativ niedrige Investitions- und Betriebskosten – besonders vorteilhaft bei der Kohle-

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vergasung (Gasaufbereitung). Allerdings enthält Kohle oft weitere Verunreinigungen, die nicht mit einer Pottaschenwäsche mit entfernt werden können. Eine zusätzliche Vorreini-gungstufe ist daher in der Regel vorzuschalten.

Ammoniak-Wäsche und Soda-Wäsche

Eine H2S- bzw. CO2-Absorption in Ammoniak oder verdünnter Natronlauge erfolgte früher zur Gasfeinreinigung; wird allerdings auch heute noch vereinzelt eingesetzt. Ammoniakwäschen waren beispielsweise üblich bei der Aufbereitung von Kokereigasen mit H2S-Kon-zentrationen von höchstens 500 mg/m .

In einer Natronlaugewäsche bilden sich durch die Absorption von CO2 und H2S Bikarbonate und Bisulfide. Die Bildungsenthalpien dieser Produkte sind so stark, dass sehr hohe Reinhei-ten (CO2- und H2S-Konzentrationen im Reingas < 0,1 ppmv) mit diesem Verfahren erreicht werden können. Auf der anderen Seite ist eine Regenerierung verbrauchter Natronlauge sehr komplex und entfällt daher in der Regel. Eine Natronlaugewäsche ist für eine Feinreini-gung von Synthesegasen durchaus üblich.

2.4.5.4 Physikalisch-chemische Wäschen

Verfahren, die auf einer Mischung aus physisorptiven organischen Lösungsmitteln und che-misch aktiven Komponenten basieren, werden als physikalisch-chemische Wäschen be-zeichnet. Diese Lösungsmittelgemische ermöglichen eine höhere Absorptionskapazität als physisorptive Lösungsmittel, da die zu absorbierenden sauren Gasbestandteile zusätzlich noch chemisch gebunden werden. Im Absorber werden daher üblicherweise weniger Stufen notwendig, da der Massentransfer durch die chemische Reaktion deutlich beschleunigt wird.

Darüber hinaus sorgt der physisorptive Lösungsmittelanteil des Gemisches für eine zufrieden stellende Absorptionskapazität organischer Schwefelkomponenten oder COS, die sich sonst sehr schlecht in wässrigen Aminen lösen.

Die bekanntesten physikalisch-chemischen Wäschen sind das Sulfinol-Verfahren von Shell und das Amisol-Verfahren von Lurgi. Als weiteres Verfahren kann das Genosorb-Verfahren von Clariant genannt werden.

Sulfinol-Verfahren: Das Lösungsmittelgemisch dieses Verfahrens besteht aus Wasser, ei-nem Alkanolamin, üblicherweise DIPA (Diisopropanolamin), und Sulfolan (Tetrahydrothi-ophendioxid). Die Zusammensetzung des Lösungsmittelgemisches hängt stark von der An-wendung und den Anforderungen ab. Das 1964 entwickelte Sulfinol-Verfahren wird haupt-sächlich zur CO2- und H2S-Abtrennung aus Vergasungsgasen bzw. Steam-Reforming-Gasen, aber auch bei der Erdgasaufbereitung eingesetzt.

Das Sulfinol-Verfahren vereint viele positive Eigenschaften und Vorteile chemischer und physisorptiver Wäschen in sich. Die Absorptionskapazitäten gegenüber sauren Spuren sind im Vergleich zu physisorptiven Wäschen deutlich höher und der Regenerierungsaufwand im Vergleich zu chemisch Wäschen spürbar geringer. Der physikalische Charakter des Lö-sungsmittelgemisches ermöglicht H2S-Konzentrationen im Reingas von weniger als 1 ppmv. Mit Sulfinol können neben H2S auch Merkaptane, COS oder CS2 mit entfernt werden. Durch Modifikation des Lösungsmittelgemisches – statt DIPA wird MDEA als chemisorptives Ele-

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ment eingesetzt – ist mit dem Sulfinol-M-Verfahren auch eine selektive H2S-Abtrennung CO2-reicher Feedgase möglich.

Amisol-Verfahren: Das Amisol-Lösungsmittelgemisch besteht aus einem Alkanolamin, normalerweise MEA oder DEA, und Methanol. Dieses Verfahren wurde erstmals 1970 bei der Synthesegasaufbereitung (aus partieller Oxidation) zur Abtrennung von CO2, H2S, COS angewendet. Mit dem Amisol-Verfahren werden sehr geringe Schwefelkonzentrationen (H2S, COS, Merkaptane) kleiner 0,1 ppmv im Reingas erreicht. Des Weiteren können mit diesem Verfahren auch HCN und höhere Kohlenwasserstoffe aus Gasen mit abgetrennt werden. Aufgrund des niedrigen Siedepunktes liegen Absorptions- und Desorptionstemperaturen relativ nahe beieinander; eine aufwändige interne Kühlung (Wärmeübertrager) kann entfal-len. Auch mit dem Amisol-Verfahren ist eine selektive Entschwefelung (H2S und COS) mög-lich. Dazu ist das DEA bzw. MEA durch aliphatische Alkylamine, wie z. B. Diisopropylamin (DIPAM) und Diethylamin (DETA), zu ersetzen.

Genosorb-Verfahren: Diese Verfahren stellt eine Weiterentwicklung des Selexol-Verfahrens durch die Fa. Clariant, gegenwärtig Weiterentwicklung durch TU Dresden und Clariant (Ge-nosorb-N), dar. Das Waschmittel besteht wie bei Selexol aus einer Dimethyl-ether/Polyethylenglykol-Mischung, erlaubt jedoch 5-fach höhere Beladungskapazitäten bei gleichzeitig geringerem Regenerierungsaufwand. Mit dem gegenwärtig sich noch in der Ent-wicklung befindlichen Genosorb-N-Lösungsmittel auf Basis eines primären Amins (Substitut Selexol) soll eine weitere Minimierung des Regenerierungsaufwands erreicht werden. Das Selexol-Amin weist hierbei sowohl physikalische als auch chemische Eigenschaften auf. Zur Regenerierung des Lösungsmittels soll nur noch eine Entspannung notwendig sein (aller-dings bei Beladungsdrücken von 20 bis 100 bar).

2.4.5.5 Eignungsbewertung und Auswahl der Aufbereitungsverfahren

Das Rohsynthesegas am Ausgang des Vergasers enthält CO2 im zweistelligen Volumenpro-zentbereich. Darüber hinaus entsteht auch nennenswert CO2 bei der katalytischen CO-Konvertierung (parallel zur Methanisierung), mit der Kohlenmonoxid in CO2 und Wasserstoff überführt wird.

Für die CO2-Abtrennung aus Synthesegasen bieten sich verschiedene Verfahren an. Adsorp-tive Verfahren (Druckwechseladsorption an Kohlenstoffmolekularsieb, PSA) sind zwar aus technischer Sicht prinzipiell geeignet, jedoch aus wirtschaftlicher Sicht absorptiven Verfahren in der betrachteten Größenordnung (mehrere 1000 m /h) unterlegen. Zudem ist mit einer PSA keine parallele Entschwefelung bzw. Abscheidung saurer Gase möglich wie mit absorp-tiven Verfahren. Bei einer adsorptiven CO2-Abtrennung muss das Gas vorher entschwefelt bzw. entsäuert, entstaubt und getrocknet werden. Für eine Synthesegasaufbereitung (CO2-Abtrennung) in der Größenordnung von mehreren 1000 m /h kommen daher nur absorptive Verfahren (Wäschen) in Betracht. Dies gilt umso mehr für Anwendungsfälle, in denen über eine Biomassevergasung in Größenordnungen über 100 MW FWL nachgedacht wird.

Allen CO2-Abtrennverfahren ist gemeinsam, dass das Feedgas vorher verdichtet werden muss bzw. die entscheidende Triebkraft für die Trennung des CH4-CO2-Gasgemisches ein Druckgefälle (neben Parametern wie Temperatur und Konzentration) ist.

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Mit steigender Absorptionskapazität des Lösungsmittels (höchste Kapazitäten werden mit chemischen Lösungsmitteln erreicht) sinken die Umwälzraten des Lösungsmittels; allerdings steigt mit der Absorptionskapazität des Lösungsmittels aber auch der Regenerierungsauf-wand bis hin zur Unwirtschaftlichkeit bzw. Nichtregenerierbarkeit.

Je höher der Anteil an sauren Spurenkomponenten im Synthesegas (H2S, COS, CS2, NH3, HCN, HCl, organische Schwefelkomponenten etc.) ist, desto größer ist auch der Regenerie-rungsaufwand. Eine vorherige Abtrennung von Spurenkomponenten vor Eintritt in eine ab-sorptive CO2-Abtrennung reduziert den Regenerierungsaufwand des CO2-beladenen Lö-sungsmittels deutlich und kann daher wirtschaftlicher sein als eine gleichzeitige CO2- und Schwefelabtrennung. Physisorptive Wäschen werden vorrangig bei Feedgasen mit hohen CO2-Partialdrücken und chemisorptive Wäschen bei Feedgasen mit geringen CO2-Partial-drücken bzw. zur selektiven Entschwefelung eingesetzt. COS wird generell deutlich schlech-ter absorbiert als H2S. Bei hohen COS-Gehalten im Synthesegas sollte daher besser vor einer Wäsche eine COS-Hydrolyse erfolgen.

Eine Synthesegasaufbereitung für den in dieser Studie betrachteten Fall einer Biomassever-gasung (FICFBG-Vergaser Güssing, 25 MW Feuerungswärmeleistung, 6.250 Nm /h Rohsyn-thesegas) kann auf zwei verschiedenen Pfaden erfolgen.

1. Das Rohsynthesegas wird nach Zyklon, Teer-Reformierung, zweistufiger Gaskühlung11 (Wärmeauskopplung) und Feinentstaubung auf ca. 10 bar (oder höher) verdichtet. Nach der Verdichtung durchläuft das Synthesegas eine Druckwasserwäsche (CO2 wird zu 96 % ent-fernt, Spurenkomponenten bis auf 1-2 ppmv) und anschließend eine adsorptive Feinent-schwefelung, Methanisierung und CO-Konvertierung (bei ca. 300 °C). Das CH4-CO2-Gemisch wird anschließend gekühlt und getrocknet, bevor es eine zweite CO2-Wäsche durchläuft.

Aufgrund des niedrigen CO2-Partialdrucks und der sehr niedrigen Sauergasbelastung sollte als zweite CO2-Wäsche eine chemische (z. B. MEA) bzw. eine physikalisch-chemische Wä-sche (z. B. Genosorb) favorisiert werden. Aufgrund des im Vergleich zu großen Industriean-lagen geringen Volumenstroms wird allerdings eine chemische Wäsche kaum verfügbar bzw. wirtschaftlich darstellbar sein, weshalb in den nachfolgenden Betrachtungen von einem Ein-satz physikalischer Wäschen ausgegangen wird. Zur Regenerierung des beladenen Waschmittels der zweiten CO2-Wäsche wird aufgrund sehr geringer Wasser- und Schwefel-konzentrationen im Gas eine Druckentspannung wahrscheinlich ausreichend sein.

2. Das Rohsynthesegas durchläuft nach Zyklon und Teer-Reformierung eine Herdofen-koksschüttung mit simultaner Brandkalkeindüsung. Nach einer ersten Zwischenkühlung (auf ca. 200 °C) mit Wärmeauskopplung wird vor der Feinentstaubung feiner Kalk in den Gas-strom eingedüst. Damit werden neben Feinststäuben auch alle sauren Gasbestandteile (HCl, HF, H2S etc.) mit abgetrennt (Trockensorption). Eventuelle Spuren an NH3 können in dieser Stufe nicht mit abgetrennt werden. Die Druckwasserwäsche nach dem Verdichter (wie in Pfad 1) kann dadurch entfallen. Nach der Feinentstaubung wird das Synthesegas weiter bis auf Umgebungstemperaturen abgekühlt.

Danach wird das Gas verdichtet, auf 300 °C erhitzt, feinentschwefelt (z. B. mit ZnO), metha-nisiert und/oder geshiftet. Nach der Methanisierung erfolgt wieder eine Gaskühlung auf Um-gebungstemperaturen. Vor einer adsorptiven Gastrocknung (Druckwechseladsorption mit

11 Die Zweistufigkeit der Kühlung ist den Temperatureinsatzgrenzen des Filters geschuldet.

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Molekularsieben) durchläuft das aufbereitete Gas eine adsorptive Ammoniakentfernung mit-tels Phosphorsäure getränkter Aktivkohle. Abschließend kann gegebenenfalls eine CO2-Wäsche erfolgen.

Aufgrund des hohen CO2-Partialdrucks und sehr geringer Schwefel- und Wasseranteile im methanisierten bzw. geshifteten Synthesegas wäre eine physisorptive Wäsche (Selexol-Wäsche) zu favorisieren.

Vorteilhaft am ersten Pfad ist die deutliche Volumenstromreduzierung vor Eintritt in die Me-thanisierungsstufe. Dadurch können nachfolgende Verfahrensschritte deutlich kleiner dimen-sioniert werden. Nachteilig ist allerdings die Verdichtung eines Rohsynthesegases, das noch geringe Anteile saurer Gasbestandteile12 enthält und die Anordnung von zwei CO2-Wäschen im Aufbereitungspfad.

Prinzipiell würde statt einer zweistufigen Gaskühlung und Feinentstaubung eine Wasserwä-sche (Quenche) sinnvoller erscheinen; zumal mit einem solchen Verfahrensschritt auch sau-re Gasbestandteile mit abgetrennt werden würden und so der nachfolgende Verdichter vor erhöhtem Verschleiß geschützt würde. Zu bedenken ist allerdings, dass die Handhabung der Quenche nicht dauerbetriebssicher ist, da im Gegensatz zur Nutzung in Verbrennungsanla-gen neben der Wasserphase und der schweren Feststoffphase (Bettmaterialabrieb und un-lösliche Aschebestandteile) noch eine weitere leichte Feststoffphase aus Kohlenstoff-flugstaub, die vom Wasser nicht benetzt wird, entsteht. Diese Feststoffverteilung hat im Zu-sammenspiel mit Restteergehalten des Gases bei bisherigen Vergasungsanlagen zu häufi-gen Stillständen und aufwändiger Reinigung geführt und kann daher nicht als Stand der Technik angesehen werden.

Mit einer teilweisen Synthesegasaufbereitung nach dem zweiten Pfad lässt sich vor allem die sehr kostenintensive CO2-Abtrennung einsparen; allerdings um den Preis einer deutlich schlechteren Zusatzgasqualität am Ende der Aufbereitung. Hier muss darauf hingewiesen werden, dass die für eine Zusatzgaseinspeisung in das Erdgasnetz notwendigen Grundgas-ströme (zur Untermischung des Zusatzgases) erheblich mit abnehmender Zusatzgasqualität steigen.

12 Die trockene Filtration stellt für die sauren Schadgasspuren im Rohsynthesegas eine Senke dar, da ein Teil von ihnen

abhängig von der Filtertemperatur als Salz im basischen Filterkuchen verbleibt. Da dieser Effekt bei den betrachteten Eingangskonzentrationen nicht sicher quantifiziert werden kann, wird die nachfolgende Gasaufbereitung so dimensio-niert, als ob die Rückhaltewirkung der Asche nicht gegeben wäre.

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2.5 Entwicklung von Modellfällen zur Erdgaserzeugung aus Synthesegas

Anhand des in Kapitel 1.4 betrachteten FICFBG-Biomassevergasers, Typ Güssing, wird nachfolgend detailliert auf die in dieser Studie zu betrachtenden Modellfälle eingegangen. Ausgehend von einer Rohsynthesegasmenge von ca. 6.250 Nm /h, sind hierbei fünf ver-schiedene Einspeisegasqualitäten (siehe Kapitel 2.1) zu betrachten und jeweils mindestens ein geeignetes Gasreinigungskonzept vorzustellen:

Modellfall 5 (SG-H-I): Synthesegasaufbereitung auf Erdgas-H-Qualität mit Flüssiggaszugabe (Wobbeindex 15 kWh/Nm , Nennwert DVGW G260)

Modellfall 6 (SG-H-II): Synthesegasaufbereitung auf Erdgas-H-Qualität ohne Flüssiggaszugabe (Wobbeindex 14,26 kWh/Nm )

Modellfall 7 (SG-L): Synthesegasaufbereitung auf Erdgas-L-Qualität

Modellfall 8 (SG-M-a/b): Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (teilaufbereitetes Methangas)

Modellfall 9 (SG-Z-a/b): Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (teilaufbereitetes Synthesegas)

Allen Modellfällen 5 bis 9 (außer Zusatzvarianten 8b und 9b) sind folgende Verfahrensschrit-te (vergleiche Abbildung 2.20) gemeinsam:

Grobentstaubung des Synthesegases im Zyklon am Vergaseraustritt

Katalytische Teer-Reformierung

Zwischenkühlung (mit Wärmeauskopplung) des Synthesegases auf ca. 200 °C

Entstaubung des Synthesegases mittels Gewebefilter

Abkühlung des Gases auf Umgebungstemperaturen um 20 °C

Verdichtung auf 10 bar gesamt

Druckwasserwäsche zur Entfernung von CO2 und den Minorkomponenten H2S, NH3, HCN, HCl, HF

Erwärmung des gewaschenen Gases auf ca. 300 °C.

Nach der Druckwasserwäsche folgt abhängig vom Modellfall entweder:

eine Methanisierung des Synthesegases zu Methan (300 °C) mit einer parallel stattfin-denden Konvertierung von CO zu CO2 und H2 (Modellfälle 5 bis 8),

oder nur die Konvertierung (300 °C) von CO zu CO2 und H2 (Modellfall 9).

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Abbildung 2.20: Prozessfließbild Synthesegasaufbereitung zu Erdgas

Abbildung 2.21: Alternatives Prozessfließbild Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (Modellfälle 8 und 9)

Bei der Synthesegasaufbereitung auf Austauschgasqualität (Erdgas H oder Erdgas L) erfolgt nach der Methanisierung noch eine Gastrocknung, eine zweite CO2-Abtrennung - vorzugs-weise eine Selexol- oder Genosorb-Wäsche – und im Bedarfsfall eine abschließende Brennwertanpassung mit Flüssiggas (Modellfall 5 – Erdgas-H) oder Luft (Modellfall 7 – Erd-gas L). Für die Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgasen ist nach der Methanisierung bzw. CO-Konvertierung nur noch eine Gastrocknung erforderlich.

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Darüber hinaus wird für die Modellfälle 8 und 9 (Zusatzgasaufbereitung) noch jeweils ein alternativer Aufbereitungspfad (Trockensorption zur Abscheidung von Minorkomponenten H2S, HCN, HCl, HF; siehe auch Abbildung 2.21) näher betrachtet. Durch den Austausch der Druckwasserwäsche mit einer Trockensorption – eine Herdofenkoksschüttung und das Ein-blasen von Kalk vor der Feinstaubfilterung – sowie am Ende der Prozesskette noch mit einer Adsorptionseinheit (NH3-Abtrennung mit Phosphorsäure imprägnierter Aktivkohle) als Si-cherheitsfilter könnten sowohl die Investitions- als auch die Betriebskosten gesenkt werden.

Nachfolgend werden die gemeinsamen Prozessschritte eingehender erläutert. Nach einer Grobentstaubung in einem Zyklon durchläuft das Synthesegas einen katalytischen Teer-Reformer (Nickelhaltiger Wabenkatalysator), in dem höhere Kohlenwasserstoffe größer C6 zu Wasserstoff, CO, und CO2 reformiert bzw. auch gecrackt werden. Teere werden zu 99 % und C6-Kohlenwasserstoffe (Aromaten) zu ca. 85 % reformiert. Wesentlicher Vorteil einer katalytischen Reformierung im Vergleich zu der bisher in Güssing, Österreich eingesetzten Teerabscheidung mittels RME-Wäsche ist die infolge der Teerreformierung spürbare Erhö-hung der Produktgasausbeute bei nur geringfügiger Abnahme das Gasheizwertes (siehe hierzu S.102). Stündlich können somit 58 kWh (Bezug HI,n) und über das Jahr 462 MWh (Be-zug HI,n) zusätzlich nutzbar gemacht werden. Am Vergaserausgang hat das trockene Syn-thesegas folgende mittlere Zusammensetzung:

Tabelle 2.30: Synthesegaszusammensetzung am Vergaseraustritt und nach Teer-Reformierung

Synthesegas (trocken) am Verga-

serausgang

Synthesegas nach Teer-Reformierung,

Teerumsatz 99 %, Umsatz C6 85 %

Stoff Vol.-% Nm /h Vol.-% Nm /h

Stickstoff 1,6 100 1,6 100

Wasserdampf 0 0 0,0 0

Kohlendioxid 21 1313 20,4 1313

Kohlenmonoxid 25 1563 25,5 1637

Wasserstoff 39 2438 39,7 2556

Methan 10,5 656 10,2 656

Ethen 2,3 144 2,2 144

Höhere KW 0,6 38 0,42 27,3

davon C3-C5 0,42 27 0,41 26,6

davon C6 0,07 4 0,01 0,66

davon größer C6 0,11 7 0,00 0,07

Summe 100,0 6250 100,0 6432

HS,n in kWh/m 4,04 3,94

HI,n in kWh/m 3,68 3,58

rel. Dichte 0,70 0,69

WS,n in KWh/m 4,83 4,76

Nach der Teer-Reformierung erfolgt eine Teilabkühlung des Gases auf mindestens 200 °C. Das abgekühlte Gas durchläuft dann einen Gewebefilter zur Feinentstaubung. Um den Ver-dichtungsaufwand zu minimieren, muss das Gas nach der Entstaubung noch weiter abge-kühlt werden. Der Verdichtungsaufwand des Synthesegases auf 10 bar Gesamtdruck wird

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anhand von Angaben der Fa. MAN Turbo, Zürich mit ca. 1 MW abgeschätzt. Bei diesem Verdichtungsverhältnis von nahezu 10 muss der Verdichter mehrstufig mit Zwischenkühlung ausgeführt werden. Nach der Verdichtung durchläuft das Synthesegas eine Druckwasserwä-sche, die das Gas von CO2 (Abtrennleistung 96 %) und Minorkomponenten wie H2S, NH3, HCN, HCl oder HF befreit. Durch die Druckwasserwäsche wird eine Endreinheit hinsichtlich der Minorkomponenten unter 2 mg/Nm erreicht. Pro Betriebsstunde sind dabei ca. 1.210 g/h NH3 (250 ppmv) und 670 g/h H2S (70 ppmv) abzutrennen. Die starken Säuren verbleiben im Waschwasser, weshalb das Wasser neutralisiert und teilweise abgesalzt, also erneuert wer-den muss. Eine Zugabe von verdünnter Natronlauge verbessert (mit Ausnahme von NH3) die Absorptionskapazität des Prozesses. Gleichzeitig werden auch geringe Anteile an Methan (ca. 2 %), Ethen (ca. 4 %), CO (ca. 1 %) und restliche Teerfraktionen (ca. 5 %) mit abge-trennt. Das anfallende Abgas (ca. 1.300 Nm /h) wird in einem Nebenprozess (Biofilter) biolo-gisch oxidiert und in die Umgebung entlassen.

Tabelle 2.31: Synthesegaszusammensetzung nach Druckwasserwäsche bzw. Abgasstrom DWW

Gaszusammensetzung (trocken) nach DWW

DWW-Abgasstrom

Stoff Vol.-% Nm /h Stoff Nm /h Vol.-%

Stickstoff 1,95 100 H2S 0,4 0,0

Wasserdampf 0,00 - NH3 1,6 0,1

Kohlendioxid 1,02 52,5 CO2 1260,0 97,0

Kohlenmonoxid 31,55 1620,5 CO 16,4 1,3

Wasserstoff 49,76 2555,5

Methan 12,52 643,1 Methan 13,1 1,0

Ethen 2,69 138 Ethen 5,8 0,4

C3-C5 0,49 25,2 C3-C5 1,3 0,1

C6 0,01 0,6 C6 0,03 0,0

C7 – C12 0,00 0,06 C6 – C12 0,00 0,0

Summe 100 5136 Summe 1298,6 100,0

HS,n in kWh/m 4,87

HI,n in kWh/m 4,42

rel. Dichte 0,48

WS,n in KWh/m 7,05

Unmittelbar nach der Druckwasserwäsche erfolgt wieder eine Erwärmung des Gases auf ca. 300 °C, damit im nachfolgenden Wirbelschichtreaktor die Methanisierung und parallel die CO-Konvertierung zu CO2 und H2 erfolgen kann. Durch den hohen Systemdruck von ca. 10 bar Gesamtdruck kann die Gleichgewichtslage der Methanisierung optimal beeinflusst und zu einem nahezu vollständigen CO- und H2-Umsatz hin verschoben werden.

Aufgrund der Exothermie beider Reaktionen muss für eine optimale Kühlung des Reaktors gesorgt werden. Den besten Wärmeübergang ermöglicht hierbei das Wirbelschichtprinzip. Ein Fließbettkühler gewährleistet die Abfuhr der Reaktionswärme.

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Tabelle 2.32: Gaszusammensetzung nach Methanisierung und Trocknung des Gases (PSA)

Zusammensetzung (feucht) nach

Methanisierung bzw. CO-

Konvertierung

Zusammensetzung (trocken) nach Gastrocknung (PSA)


Stickstoff 3,36 100 3,88 100,00

Wasserdampf (*) 13,38 399 0,0074 0,19

Kohlendioxid 22,28 664 26 663

Kohlenmonoxid 0 0 0,00 0,00

Wasserstoff 0 0 0,00 0,00

Methan 55,49 1653 64,05 1653

Ethan 4,63 138 5,35 138

C3-C5 0,85 25,2 0,98 25,2

C6 0,02 0,6 0,02 0,62

Summe 100 2978 100,00 2580

HS,n in kWh/m 7,29 8,42

HI,n in kWh/m 6,59 7,61


WS,n in KWh/m 8,45 9,08

(*) Wasseranteil aus der Methanisierung

Nach der Methanisierungsstufe erfolgt wieder eine Abkühlung des Gases, wodurch bereits ein großer Wasseranteil mit auskondensiert. Die restliche Wasserabtrennung erfolgt durch eine Adsorption des Wassers an abwechselnd geschalteten Molekularsieben (Druckwech-seladsorption). Mit diesem Verfahren können Taupunkte bis -80 °C (je nach Auslegung bzw. Zyklenzeit) bei 3 bar eingestellt werden. Es müssen insgesamt ca. 320 kg/h Wasser abge-trennt werden. Die Regenerierung der Molekularsiebe erfolgt durch Druckentlastung und durch Heißgasspülung der Adsorber (Warmregenerierung). Nach der Gastrocknung kann entweder eine letzte CO2-Abtrennung und Brennwerteinstellung (Modellfälle 5, 6 und 7, Erd-gas-H mit oder ohne LPG-Zugabe und Erdgas-L) oder auch direkt eine Einspeisung als Zu-satzgas (Modellfall 8 – methanisiertes Zusatzgas) erfolgen.

2.5.1 Modellfall 5 (SG-H-I) und 6 (SG-H-II):

Synthesegasaufbereitung zu Austauschgas mit Erdgas-H-Qualität

Nach den Gasaufbereitungsschritten im vorherigen Kapitel und der Gastrocknung erfolgt eine zweite CO2-Abtrennung mit einem Wäscheverfahren. Hier erscheinen prinzipiell sowohl chemische als auch physikalische Wäschen als geeignet. Letztere werden bei diesen Gas-durchsätzen als geeigneter befunden. Eine Wasserwäsche erscheint hier als weniger sinn-voll (wenn doch, dann selbstverständlich vor der adsorptiven Gastrocknung), da sehr große Flüssigkeitsmengen bewegt werden müssen und an dieser Stelle im Prozess nur noch CO2 abgetrennt werden muss. Der Hauptvorteil der physikalischen Waschmittel Selexol- und Ge-nosorb liegt im Vergleich zu Wasser bei trockenen und schwefelfreien Gasen in den vielfach höheren Beladungskapazitäten bei relativ geringem Regenerierungsaufwand. Dieser Vorteil kann sich jedoch schnell ins Gegenteil verkehren, sobald das zu reinigende Gas nennens-werte Wasserfraktionen mit sich führt. In diesen Fällen löst sich Wasser in der Waschlösung

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und muss unter energetisch hohem Aufwand wieder ausgekocht (Mitteldruckdampf) und – um die Waschmittelverluste gering zu halten – rektifiziert (mindestens Abtriebsäule) werden. Bei wasserfreien Gasen ist eine Regenerierung durch Entspannen und Strippen der Wasch-lösung im Desorber ausreichend. Mit einer Selexol-Wäsche werden Abtrenngrade bis 99 % bei geringen Methanverlusten erreicht. Gleichzeitig dient dieses Wäscheverfahren auch als Sicherheitsfilter, da Wasser und Spuren von Schwefel noch deutlich besser sorbiert werden als CO2. Die Gaszusammensetzung nach der CO2-Wäsche kann Tabelle 2.33 entnommen werden. Diese entspricht der zu betrachtenden Einspeisequalität des Modellfalls 6 und erfüllt die Erdgas-H-Spezifikation nach DVGW G260. Der Abgasstrom beträgt 660 Nm /h und kann ohne weiteres in die Umgebung entlassen werden.

Im letzten Schritt ist gegebenenfalls - Modellfall 5 – je nach den konkreten Gegebenheiten eine Brennwertanpassung bzw. -steigerung mit Flüssiggas notwendig. Die Brennwerteinstel-lung kann beispielsweise in einem nachgeordneten Pufferspeicher zwischen Gasaufberei-tung und Übergabestation erfolgen. Im konkreten Fall müssten, um die brenntechnischen Nennwerte nach DVGW G260 zu erreichen, ca. 290 kg Flüssiggas pro Stunde zugegeben werden.

Tabelle 2.33: Gaszusammensetzung nach CO2-Wäsche (Fall 6, SG-H-I) und Karburierung (Fall 5, SG-H-I)

Zusammensetzung nach

CO2-Wäsche Zusammensetzung nach Flüssig-

gaszugabe (LPG)


Stickstoff 5,21 100 4,85 100

Wasserdampf < 0,01 0,19 < 0,01 0,19

Kohlendioxid 0,17 3,32 0,16 3,32

Methan 86,07 1.652,62 80,16 1.652,62

Ethan 7,19 138 6,69 138

C3-C5 1,31 25,23 1,22 25,23

C6 0,03 0,62 0,03 0,62

Flüssiggas 6,88 141,75

Summe 100,00 1.920 100,00 2.061,7

HS,n in kWh/m 11,31 12,50

HI,n in kWh/m 10,22 11,33


WS,n in KWh/m 14,26 15,00

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2.5.2 Modellfall 7 (SG-L):

Synthesegasaufbereitung zu Austauschgas mit Erdgas-L-Qualität

Bereits Tabelle 2.33 kann entnommen werden, dass das methanisierte und getrocknete Gas nach der CO2-Abtrennung bereits die brenntechnischen Nennwerte für Erdgas-L überschrei-tet. Prinzipiell kann auf zwei Wegen eine Brennwertanpassung auf 12,40 kWh/Nm (WS,n) erreicht werden: durch eine verringerte CO2-Abtrennung und/oder durch Zugabe von Luft. In beiden Fällen muss jedoch auf die zulässigen Grenzen hinsichtlich CO2 (max. 6 % im Aus-tauschgas) und O2 (max. 0,5 % in feuchten bzw. max. 3 % in trockenen Netzen) im Produkt-gas geachtet werden.

Eine unvollständige CO2-Abtrennung ist nur bis maximal 82 % bezogen auf die Gaszusam-mensetzung nach Gastrocknung möglich, ohne die 6 %-Regel zu verletzen. Im konkreten Fall müssen ca. 72 Nm /h Luft zugegeben werden, um den Wobbeindex auf 12,40 kWh/Nm einzustellen. Das Produktgas enthält dann ca. 0,7 Vol.-% Sauerstoff. Da in Deutschland die Erdgasverteilung über trockene Netze erfolgt, ist dieser Sauerstoffgehalt im Produktgas un-kritisch. Die entsprechenden Gaszusammensetzungen können Tabelle 2.34 entnommen werden.

Tabelle 2.34: Gaszusammensetzung nach unvollständiger CO2-Wäsche und Luftzugabe (Fall 7, SG-L)

Zusammensetzung nach

teilweiser CO2-Wäsche (82 %) Zusammensetzung nach

72 Nm /h Luftzugabe


Stickstoff 4,91 100,00 7,41 156,2

Wasserdampf 0,01 0,19 0,0091 0,19

Kohlendioxid 5,87 119,43 5,67 119,4

Methan 81,17 1652,62 78,42 1652,6

Ethan 6,78 138,00 6,55 138

C3-C5 1,24 25,23 1,20 25,2

C6 0,03 0,62 0,03 0,62

Sauerstoff 0,00 0,00 0,71 15,1

Summe 100,00 2036,1 100,00 2.107,4

HS,n in kWh/m 10,67 10,31

HI,n in kWh/m 9,64 9,31


WS,n in KWh/m 12,93 12,40

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2.5.3 Modellfall 8 (SG-M-a/b):

Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (teilaufbereitetes Methangas)

Nach der Methanisierung des Synthesegases und Gaskühlung (siehe S. 139) auf Umge-bungstemperaturen muss zum Erreichen der Produktgasspezifikation des Modellfalls 8 ledig-lich noch eine Gastrocknung mit einer Druckwechseladsorption erfolgen. Die Zusammenset-zung der erreichten Produktgasqualität entspricht Tabelle 2.35.

Tabelle 2.35: Gaszusammensetzung (Fall 8a, SG-M-a) nach Trocknung des Gases

Zusammensetzung (trocken) nach Gastrocknung (PSA)

Stoff Vol.-% Nm /h

Stickstoff 3,88 100,00

Wasserdampf 0,0074 0,19

Kohlendioxid 25,71 663

Kohlenmonoxid 0,00 0,00

Wasserstoff 0,00 0,00

Methan 64,05 1653

Ethan 5,35 138

C3-C5 0,98 25,23

C6 0,02 0,62

Summe 100,00 2580

HS,n in kWh/m 8,42

HI,n in kWh/m 7,61

rel. Dichte 0,86

WS,n in KWh/m 9,08

Das Rohsynthesegas kann wie bereits erwähnt auch über einen alternativen Aufbereitungs-pfad (SG-M-b) auf die Produktgasqualität des Modellfalls 8 – methanisiertes Zusatzgas – gebracht werden.

Dazu erfolgt vor der Entstaubung des Rohgassynthesegases (direkt nach der Teerreformie-rung) eine Trockensorption der Minorkomponenten H2S, HCN, HCl, HF an Herdofenkoks und durch das Einblasen von Kalk. Ammoniak kann mit dieser Verfahrensstufe nicht mit abge-trennt werden. Danach folgt eine Teilabkühlung und Feinentstaubung des Gases durch einen Gewebefilter. Eine Druckwasserwäsche und damit auch eine CO2-Abtrennung nach der Ver-dichtung entfallen dadurch. Das Synthesegas wird nach der Feinentstaubung auf 10 bar Ge-samtdruck verdichtet, auf 300 °C erwärmt und methanisiert bzw. geshiftet. Vor Eintritt in die Methanisierungsstufe erfolgt noch eine Feinentschwefelung mit ZnO. Nach der Methanisie-rung folgt wie bisher eine Gaskühlung auf Umgebungstemperaturen (Kältetrocknung und Kondensation des Wassers). Vor einer abschließenden Feintrocknung mittels Druckwech-seladsorption erfolgt noch eine adsorptive NH3-Entfernung. Als Adsorbens wird mit Phos-phorsäure imprägnierte Aktivkohle zur Abscheidung von Ammoniak und Kaliumpermanganat imprägnierte Aktivkohle zur Abscheidung von restlichen H2S-Spuren eingesetzt. Das anfal-lende Produktgas enthält nach diesem Aufbereitungspfad eine sehr hohe CO2-Fraktion (ca. 49,1 %). Die Gaszusammensetzungen in den einzelnen Verfahrensschritten können Tabelle 2.36 und Tabelle 2.37 entnommen werden.

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Tabelle 2.36: Gaszusammensetzung nach Teer-Reformierung und Methanisierung (Fall 8b, SG-M-b)

Synthesegas nach Teer-

Reformierung,


Gaszusammensetzung nach Trockensorption, Verdichtung und

Methanisierung


Stickstoff 1,55 100 2,38 100

Wasserdampf 0,00 0 9,23 387

Kohlendioxid 20,41 1313 44,58 1872

Kohlenmonoxid 25,45 1637 0,00 0,00

Wasserstoff 39,73 2556 0,00 0,00

Methan 10,20 656 39,74 1668

Ethen 2,23 144 3,42 144

Höhere KW 0,42 27,3

davon C3-C5 0,41 26,6 0,63 26,56

davon C6 0,01 0,66 0,02 0,66

davon größer C6 0,00 0,07 < 0,01 < 0,01

Summe 100,00 6432 100,00 4198

HS,n in kWh/m 3,94 5,25

HI,n in kWh/m 3,58 4,75


WS,n in KWh/m 4,76 5,32

Tabelle 2.37: Gaszusammensetzung nach Gaskühlung, Feinreinigung und Trocknung (Fall 8b, SG-M-b)

Gaszusammensetzung nach

Gaskühlung Gaszusammensetzung nach

Feinreinigung und Trocknung


Stickstoff 2,61 100 2,62 100

Wasserdampf 0,42 16 0,0057 0,22

Kohlendioxid 48,90 1872 49,11 1872

Methan 43,59 1668 43,78 1668

Ethen 3,76 1434 3,77 144

Höhere KW C3-C5 0,69 26,56 0,70 26,56

Höhere KW C6 0,02 0,66 0,02 0,66

Summe 100,00 3827 100,00 3811

HS,n in kWh/m 5,76 5,79

HI,n in kWh/m 5,21 5,23


WS,n in KWh/m 5,58 5,59

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2.5.4 Modelfall 9 (SG-Z-a/b):

Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (teilaufbereitetes Synthesegas)

Auch die Aufbereitung des Rohsynthesegases zu teilaufbereitetem Synthesegas (keine Me-thanisierung) kann auf zwei Pfaden erfolgen. Im ersten Pfad erfolgt analog zu den Modellfäl-len 5 bis 7 nach der Teer-Reformierung eine Gaskühlung, Entstaubung und Verdichtung auf 10 bar Gesamtdruck. Das Synthesegas durchläuft danach die Druckwasserwäsche, wo eine Auswaschung der sauren Gase (H2S, HCN, HCl, HF, NH3 und CO2) erfolgt. Mit der Druck-wasserwäsche werden ca. 96 % des im Synthesegas enthaltenen CO2 abgetrennt. Nach der Druckwasserwäsche wird das Gas auf 300 °C erwärmt und in einer ZnO-Schüttung fei-nentschwefelt, bevor es in die CO-Shiftstufe eintritt. In der CO-Shiftstufe wird das CO voll-ständig zu CO2 konvertiert. Nach der CO-Konvertierung erfolgt wiederum eine Gaskühlung auf Umgebungstemperaturen und eine nachfolgende Feintrocknung auf den gewünschten Taupunkt. Die Gaszusammensetzungen in den jeweiligen Verfahrensstufen können nachfol-gender Tabelle 2.38 entnommen werden.

Tabelle 2.38: Synthesegaszusammensetzung nach Druckwasserwäsche, CO-Konvertierung und Trocknung (Modellfall 9a, SG-Z-a)

Gaszusammensetzung (trocken)

nach DWW

Gaszusammensetzung nach CO-Konvertierung, Kühlung und

Trocknung


Stickstoff 1,95 100 1,5 100

Wasserdampf 0,00 - 0,0 0,00

Kohlendioxid 1,02 523 25,3 1673

Kohlenmonoxid 31,55 1621 0,0 0

Wasserstoff 49,76 2556 61,0 4038

Methan 12,52 643 9,7 643

Ethen 2,69 138 2,1 138

C3-C5 0,49 25,2 0,4 25,23

C6 0,01 0,6 0,01 0,62

C6 – C12 0,00 0,06 - -

Summe 100,00 5136 100,0 6618

HS,n in kWh/m 4,87 3,76

HI,n in kWh/m 4,42 3,27


WS,n in KWh/m 7,05 5,18

Annahme: mit einer entsprechenden Katalysatorauswahl kann die Nebenreaktion Methanisierung hier vermieden werden, obwohl Prozessdruck 10 bar beträgt.

Alternativ kann wie bei einer Teilaufbereitung in Kapitel 2.5.3 (Modellfall 8b, SG-M-b) statt einer Druckwasserwäsche auch hier eine Trockensorption eingesetzt werden. Das Aufberei-tungsverfahren unterscheidet sich nur in einem Punkt: statt einer Methanisierung des Syn-thesegases erfolgt eine CO-Konvertierung mit vorgelagerter Feinentschwefelung (ZnO-Schüttung). Die jeweiligen Gaszusammensetzungen in den Verfahrensstufen sind nachfol-gender Tabelle 2.39 zu entnehmen.

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Tabelle 2.39: Gaszusammensetzung nach Teer-Reformierung und CO-Konvertierung (Fall 9b, SG-Z-b)

Synthesegas nach Teer-

Reformierung,


Gaszusammensetzung nach Trockensorption, Verdichtung,

CO-Konvertierung und Trocknung


Stickstoff 1,55 100 1,27 100,00

Wasserdampf 0,00 0 0,0057 0,45

Kohlendioxid 20,41 1313 36,69 2884

Kohlenmonoxid 25,45 1637 0,00 0,00

Wasserstoff 39,73 2556 51,51 4048,6

Methan 10,20 656 8,35 656,3

Ethen 2,23 144 1,83 143,8

davon C3-C5 0,41 26,6 0,34 26,6

davon C6 0,01 0,66 0,01 0,7

davon größer C6 0,00 0,07 - -

Summe 100,00 6432 100,00 7893

HS,n in kWh/m 3,94 3,19

HI,n in kWh/m 3,58 2,78


WS,n in KWh/m 4,76 3,87

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2.6 Aspekte der Biogaslagerung

Der wichtigste Aspekt, der mit der eingehenden Betrachtung einer zwischenzeitlichen Lage-rung bzw. Speicherung von Biogas verbunden ist, ist die Frage nach Disparitäten zwischen Biogaserzeugung und Netznachfrage bzw. Netzaufnahmefähigkeit und einem Ausgleich durch Gaslagerung bzw. Gasspeicherung. Dieser Aspekt ist maßgeblich abhängig von:

dem zeitlichen Anfall, der Qualität und der Menge des eingespeisten Gases,

der zeitlichen Struktur der Gasabnahme im Netz an den Einspeisepunkten (Nachtmi-nimum) und den Kapazitäten im Gasnetz (Winter).

Quantitativ ist sicher, dass die spezifischen Kosten der Gaserzeugung und -aufbereitung fallen, desto gleichmäßigere Mengen erzeugt und eingespeist werden können. Sowohl Bio-gasanlagen als auch Gasaufbereitungsanlagen können nur begrenzt in Teillast betrieben werden; die Errichtung parallel betriebener Gasreinigungsanlagen erscheint für diese Fälle unvermeidbar. Des Weiteren steigen die Investitionskosten mit zunehmenden Steuerungs- und Automatisierungaufwand erheblich. Schließlich kann auch nicht davon ausgegangen werden, dass die Betriebskosten der Anlagen linear mit dem Durchsatz sinken (abnehmen-der Teillastwirkungsgrad).

Qualitativ kann vermutet werden, dass die tatsächlich einspeisbaren Mengen einer geeigne-ten Qualität steigen, wenn sie strukturiert angeboten werden können. Als wesentlichste Punkte sind hier der Tageslastgang der Gasabnahme und die nahezu vollständige Kapazi-tätsauslastung des Gasnetzes im Winter zu nennen. Ausgepägte Tageslastgänge bzw. eine sehr geringe Gasabnahme in der Nacht treten besonders in Versorgungsgebieten mit gerin-gen Gewerbeanteilen bei der Verbraucherstruktur auf. Mit einer Zwischenspeicherung des in der Nacht erzeugten und aufbereiteten Biomethans ist ein Ausgleich der Nachfrageschwan-kungen möglich. Die Kapazitätsengpässe im Winter hingegen sind nur mit einer entspre-chenden Änderung bestehender und zukünftiger Liefervereinbarungen zu bewältigen und eher Aufgabe von Gasversorgungsunternehmen.

Saisonale Abnahmeschwankungen (Sommer/Winter) hingegen wirken sich besonders kri-tisch auf eine Gaseinspeisung in strukturschwachen Gebieten (z. B. in Flächenländern wie Mecklemburg-Vorpommern oder Schleswig-Holstein) mit geringer Grundlast aus, da nicht mehr Gas eingespeist werden kann als von Verbrauchern abgenommen wird. Diese Dispari-täten zwischen Nachfrage und erzeugbarer Biogasmenge (Flächenländer sind agrarisch ge-prägt mit hohen Biomassepotenzialen) können nicht mit konventionellen Speichertechniken ausgeglichen werden. Hier ist allenfalls die Speicherung im Netz selbst oder in Kaverne-nenspeichern denkbar, wenn solche Gegebenheiten verfügbar sind. Dieser Ansatz kann und soll im Rahmen dieser Studie nicht weiter verfolgt werden.

Das wirtschaftliche Optimum der Gesamtprozesskette (von Erzeugung über Aufbereitung und Speicherung bis Einspeisung) ist auch abhängig von den Biomassekosten, den Gaser-zeugungs- und Aufbereitungskosten und vom Gefüge einer „Einspeisevergütung“.

Nachfolgend werden systematisch die verschiedenen Möglichkeiten einer Zwischenlagerung (im Gesamtprozess) bzw. einer strukturierten Gasabgabe in das Gasnetz betrachtet. Dabei wird geklärt, ob und inwieweit die Einspeisung regenerativ erzeugten Gases dem Lastgang des Gasverteilungsnetzes angepasst werden kann.

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Grundsätzlich sind dabei drei Möglichkeiten zu diskutieren: die Lagerung, gegebenenfalls auch die Klassierung auf der Seite der Substrate als Quelle der regenerativen Gase, die Ein-flussnahme auf den Gaserzeugungsprozess und die Lagerung auf der Seite der erzeugten Gase nach Erzeugung, Reinigung oder Upgrading. Die grundsätzlichen technischen Optio-nen werden nachfolgend systematisch zusammengestellt, bewertet und speziell im Hinblick auf die Speicherfähigkeit der erzeugten Menge biogenen Gases im Verhältnis zur maximalen kontinuierlichen Gaseinspeisung der Erzeugungs- und Aufbereitungsanlage untersucht.

Prinzipiell ist eine Lagerung an folgenden Stellen der Gesamtkette denkbar:

Biomasselagerung: vor der Gaserzeugung, Saisonaler Anfall nachwachsender Bio-masse; etwas kontinuierlicher Anfall von Abfallbiomassen und Holz

Gaserzeugung: mögliche Lastbereiche und Lastwechsel der Gaserzeugungsanlagen bzw. Möglichkeiten der Gaspufferung

Gasaufbereitung: Lastwechseldynamik von Gasaufbereitungsanlagen, Pufferspeicher nach der Gasaufbereitungsanlage

Substratlagerung

Grundsätzlich ist eine (Zwischen-) lagerung von Substraten vor dem Gaserzeugungsprozess möglich und – vor allem bei nachwachsender Biomasse wie Mais oder Getreide, die sehr hohe Energiedichten bzw. sehr geringe Wassergehalte aufweisen und saisonal anfallen – auch üblich. Eine Silage von nachwachsenden Substraten ist in der Regel unproblematisch. Die Lagerkosten sind für diese Substrate vor allem vom Flächenverbrauch abhängig. Die Lagerung von Gülle, kommunalen und industriellen Reststoffen, die weitestgehend kontinu-ierlich anfallen, erscheint jedoch problematisch. Substrate wie beispielsweise Gülle sind auf-grund ihres hohen Wasseranteils (große Lagerbehälter notwendig) und des unkontrollierten Abbaus der Biomasse im Lagerbehälter nur begrenzt lagerbar. In der Konsequenz ist es sinnvoll und möglich bei NaWaRo-Biogasanlagen den Biogasanfall durch eine Substratlage-rung saisonal zu steuern. Viel wahrscheinlicher und üblich ist jedoch eine Substratlagerung (in der Regel 6-8 Monate) zur Vergleichmäßigung der Biogasproduktion.

Bei einer Vergasung holzartiger Biomassen – in der Regel kontinuierlicher Anfall – ist eine Bevorratung von einer Woche üblich und die Lagerung bzw. Bevorratung eines Jahresvor-rats möglich. Üblich ist eine Haldenlagerung. Die Kosten der Lagerung steigen im Wesentli-chen mit dem entsprechenden Flächenverbrauch.

Fermentative Gaserzeugung

Die Biogasproduktion erfolgt besonders bei kleineren Biogasanlagen nicht kontinuierlich und unterliegt ständigen Schwankungen des Gasanfalls und auch der Gasqualität. Zum einen ist dies durch einen unregelmäßigen Biomasseanfall und eine nicht ausgebaute oder nicht vor-handene Zwischenlagerung von z. B. NaWaRo-Substraten begründet, zum anderen handelt es sich bei den eingesetzten Substraten oft um einen sehr heterogenen Brennstoff mit schwankenden Trockenrückstandsgehalten und verschiedenen Fermentationszeiten.

Eine weitere wichtige Hauptursache für einen schwankenden Gasanfall liegt jedoch auch in der Betriebsweise des Fermenters selbst. Wird dieser nicht kontinuierlich sondern nur einmal

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am Tag mit Substrat beschickt, wie es vor allem an kleineren Anlagen üblich ist, so tritt nach der Beschickung sofort eine erhöhte Biogasproduktion über wenige Stunden auf. Innerhalb weniger Stunden fallen ca. 70-80 % der Gesamttagesproduktion an Biogas an; die restlichen 20-30 % werden in den übrigen Tagesstunden erzeugt. Grundsätzlich ist die Biogaserzeu-gung begrenzt zeitlich steuerbar, jedoch aufgrund des empfindlichen und langsam ablaufen-den anaeroben Faulprozesses aufwändig und ungenau. Tageslastgänge sind nur grob ab-fahrbar; saisonale Lastgänge jedoch gut durch eine entsprechende Substratauswahl und Fermenterbeschickung einstellbar. Aufgrund dieser natürlich und technisch bedingten Schwankungen hinsichtlich Gasanfall und Gasqualität ist es seit langem üblich, Biogasanla-gen mit variablen Zwischenspeichern – in der Regel in Form einer flexiblen Folienabdeckung über dem Fermenter oder Nachgärbecken mit einer Speicherkapazität von 3 bis 12 Stunden – auszustatten. Das vorrangige Ziel ist hier vor allem aber eine Vergleichmäßigung des Bio-gasanfalls, was sich auch vorteilhaft für nachfolgende Gasaufbereitungsverfahren auswirkt, da diese nicht zeitweise in Teillast gefahren werden müssen.

Grundsätzlich sollte eine kontinuierliche Biogasproduktion durch kontinuierliche Fermenter-beschickung, Substrathomogenisierung und Lagerung angestrebt werden, so dass nachfol-gende Gasaufbereitungsverfahren wirtschaftlich optimal betrieben werden können und Spei-cherkapazitäten geringer ausfallen oder kostengünstiger betrieben werden können.

Gaserzeugung durch Biomassevergasung

Mit der in dieser Studie betrachteten Vergasertechnologie – Wirbelschichtvergaser – sind prinzipiell schnelle Lastwechsel möglich. Der Teillastbetrieb (max. 50 % der Nennlast) wird jedoch durch einen entsprechenden Mindestdurchsatz begrenzt, der zur Aufrechterhaltung der Wirbelschicht und zur Deckung der internen Energiebilanz (Temperaturniveau der Ver-gasung etc.) notwendig ist. Des Weiteren ist für den wirtschaftlichen Betrieb einer Biomasse-vergasungsanlage mit anschließender Synthesegasaufbereitung zu Erdgas eine Mindest-größe oberhalb 25 MW Feuerungswärmeleistung notwendig, so dass eine Einspeisung in örtliche Verteilnetze – mit ausgeprägten Tageslastgängen – unwahrscheinlich ist.

Als sehr viel wahrscheinlicher ist anzunehmen, dass Biomassevergasungsanlagen mit an-schließender Synthesegasaufbereitung zu Erdgas Leistungsgrößen über 100 MW Feue-rungswärmeleistung aufweisen und das aufbereitete Gas in regionale oder überregionale Hochdrucknetze mit schwach ausgeprägten Lastgängen bzw. Verbrauchsschwankungen eingespeist wird und deshalb auch keine Gasspeicherung (zur strukturierten Gasabgabe) notwendig ist.

Rohgaszwischenspeicherung

Bei Vergasungsanlagen ist eine Rohgasspeicherung aus mehreren Gründen nicht nur unüb-lich sondern auch als nachteilig zu bezeichnen. Das Rohsynthesegas tritt aus dem Vergaser auf einem sehr hohen Temperaturniveau (ca. 900 °C) aus. Die im Gas enthaltene Wärme sollte sinnvollerweise bei einer nachfolgenden Gasaufbereitung genutzt werden. Eine Zwi-schenspeicherung würde daher einen erheblichen Wirkungsgradverlust nach sich ziehen. Des Weiteren ist das Rohsynthesegas ein ausgesprochen niederkaloriges Gas, weshalb eine Speicherung nach Methanisierung und Gasreinigung im Vergleich zu einer Rohsynthe-segasspeicherung sinnvoller angeordnet ist. Grundsätzlich ist jedoch eine Synthesegasspei-cherung mit einer – wie im Kokereigasbereich üblichen – Gasometertechnik nach Abkühlung und Enteerung denkbar.

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Bei Biogasanlagen ist bereits heute eine Rohgaszwischenspeicherung üblich; in der Regel als prozessintegrierter Gaspuffer zur Vergleichmäßigung des Biogasanfalls ausgeführt. Die installierten Kapazitäten übersteigen dabei nur in seltenen Ausnahmefällen eine Tagespro-duktion. Weit verbreitet sind Speicherkapazitäten von einigen Stunden; ausgeführt als:

Ausführung des Fermenters als druckloser Behälter mit Membranabdeckung (< 3 mbar), z. T. auch bei Nachgärbecken,

oder Ausführung des Fermenters als Behälterdruckspeicher mit beweglichem Metalldeckel (<100 mbar),

oder als nachgeordnete Nass-Speicher oder Trockengasspeicher (z. B. drucklose Kissenspeicher).

Zu den drucklosen Speicherverfahren gehört zunächst der Fermenter selbst, in welchem sich durch eine Folien- oder Membranabdeckung das erzeugte Biogas in geringen Mengen an-sammeln kann. Zur Speicherung größerer Mengen bietet die beispielsweise die Firma „Ceno Tec GmbH“ ein spezielles Hochsilodach für Fermenter an [Cenotec 2005]. Mit diesem kann die Dachneigung je nach Biogasanfall so variiert werden, dass größere Mengen Biogas ge-speichert werden können.

Zwischen der Biogasanlage und einer Gasaufbereitung (dann nicht fermenterintegriert) kön-nen weitere Anlagen zur Niederdruckgasspeicherung angeordnet werden. Hier sind vor al-lem Nass-Gasspeicher und Trocken-Gasspeicher zu nennen. Bei Nass-Gasspeichern (Ga-sometern) ist die Sperrflüssigkeit zwischen Glocke und Fundament in der Regel Wasser oder Gülle. Das Eigengewicht der Glocke sorgt für einen konstanten Betriebsdruck, der selten 5 bis 10 mbar übersteigt. Die Gasometertechnik ist aufgrund hoher Investitionskosten bei der Biogaserzeugung wenig verbreitet.

Vielmehr wird auf einfachere und kostengünstigere Trocken-Gasspeicher in Form von Membran-/Doppelmembranspeichern zurückgegriffen und das Gas in korrosionsbeständigen Kunststoff-/Gummimembranen gelagert [Sattler 2005]. Doppelmembranspeicher bestehen im Allgemeinen aus drei Membranen. Die Bodenmembran übernimmt die Abdichtung gegen-über dem Fundament, die Innenmembran speichert das Biogas, die Außenmembran dient zur Stabilisierung der gesamten Konstruktion und schützt vor Witterung. Übliche Größenord-nungen für Doppelmembranspeicher liegen im Bereich von 100 bis 2.000 m3. Sollten größere Speicherkapazitäten benötigt werden, können die einzelnen Speicher miteinander gekoppelt werden. Die Gasentnahme erfolgt durch ein Druckerhöhungsgebläse, das auf die Innen-membran Druck erzeugt.

Als weitere Möglichkeit für eine drucklose Biogaslagerung werden Trockengasspeicher ge-nutzt, die in unterschiedlichen Formen und Abmessungen verfügbar sind. Die Funktionswei-se ist analog einem Luftballon, weshalb die Gassäcke auch oft als Ballon-, Folien- oder Kis-senspeicher bezeichnet werden. Diese Zwischenspeicher bestehen aus einer Folie; vorwie-gend aus PVC. Als Schutz vor Witterungseinflüssen werden die Gassäcke in Schutzbehälter eingehängt oder auch in nicht genutzten Betriebsgebäuden abgestellt. Die Entleerung der Speicher erfolgt mit Hilfe von Belastungsgewichten, die auf den Ballon einen Druck ausüben. Typische Baugrößen liegen im Bereich von 100 bis 1.500 m3; andere Größen sind ebenfalls lieferbar. Gassäcke sind als kostengünstigste Lösung zur Biogasspeicherung anzusehen. Für einen drucklosen Gasspeicher einschliesslich Stahlbehälter (zum Schutz vor Witterungs-einflüssen) mit einem Speichervolumen von 500 m3 wurde 1999 ein Preis von ca. 65.200 EUR (inklusive Lieferung und Montage) genannt [Muche 1999b]. Ein ähnlicher Speicher mit einem Speichervolumen von 2.330 Nm kostete 2004 142.000 [Harvestore 2004].

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Schließlich sind auch Druckspeicher (z. B. Röhrenspeicher, Kapazitäten bis 20.000 Betriebs-kubikmeter, Betriebsdrücke bis 70 bar) möglich, aber unüblich. Die Speichergröße ist im All-gemeinen abhängig von der durchschnittlichen Gasproduktion pro Tag, der Art der Biogas-nutzung und der Betriebsweise der Biogasanlage. Als sinnvolle Speichergrößen werden oft 30-50 % des täglichen Gasanfalls; als übliche Höchstgrenze wird die Speicherung einer Bio-gas-Tagesproduktion [ATV 2002] angegeben. Eine längerfristige Biogaslagerung ist, wie bereits bei der Synthesegaszwischenspeicherung dargestellt, aus wirtschaftlichen und prak-tischen Gründen nicht empfehlenswert.

Lastwechseldynamik bei der Gasaufbereitung

Je nach Funktionsprinzip und Komplexität der Aufbereitungskette ist bei einer Biogasaufbe-reitung (Fermentation) eine gewisse Lastwechseldynamik technisch möglich. Adsorptive Ver-fahrensstufen, wie eine Gastrocknung mit Molekularsieben oder einfache Festbettadsorber (z. B. Feinentschwefelung), können einfach in Teillast gefahren werden. Die limitierende Komponente ist hier lediglich der Verdichter, der dann idealerweise über einen Frequenzum-richter angesteuert werden sollte. In der Folge können bei einer Teilaufbereitung von Roh-biogas zu Zusatzgas ohne weiteres Tageslastgänge abgefahren werden. Verfahren zur CO2-Abtrennung (Biogasaufbereitung zu Erdgas-H oder L-Qualität) wie die Druckwechseladsorption oder die Druckwasserwäsche hingegen sind komplexe Anlagen mit einem hohen Steuerungsaufwand (PSA, 4 miteinander verschaltete Adsorber) bzw. mit defi-nierten Auslegungspunkten (DWW) und können nur begrenzt in Teillast gefahren werden. Des Weiteren steigen die Investitionskosten mit zunehmenden Steuerungs- und Automatisie-rungaufwand erheblich. Es ist auch nicht davon auszugehen, dass die Betriebskosten linear mit dem Durchsatz sinken. In der Konsequenz bedeutet dies, dass Lastwechsel bzw. ein Teillastbetrieb einer Biogasaufbereitung auf Austauschgasqualität (Erdgas-H oder L) unter technischen und ökonomischen Gesichtspunkten nicht sinnvoll ist. Bei einer Synthesegasaufbereitung zu Erdgas H oder L stellen die wesentlichen Verfahrens-stufen die Methanisierung bzw. CO-Konvertierung, die absorptive CO2-Abtrennung, die Gas-trocknung und die Verdichtung dar. Die gesamte (komplexe) Aufbereitungskette ist an zahl-reichen Punkten durch Wärmeübertrager untereinander und mit dem Vergaser verkoppelt, weshalb Lastwechsel technisch kaum möglich werden, ohne sich von den Auslegungspunk-ten zu weit zu entfernen und den gesamten Prozess zu beeinträchtigen. Bei den katalyti-schen Verfahren ist eine Fahrweise nahe des Auslegungspunktes (Beachtung der Gleichge-wichtslage, konstante Raum-Zeit-Geschwindigkeit) von immanenter Bedeutung, um die ge-forderten Umsätze zu erreichen. Um eine größere Betriebsdynamik zu ermöglichen, müssten diese Verfahrensstufen als mehrere parallel angeordnete und zuschaltbare Reaktoren aus-geführt werden, was einen erheblichen investitven Mehraufwand nach sich zieht. Bei einer Gasaufbereitung auf Austauschgasqualität (Erdgas H oder L) sollte weitgehend auf Last-wechsel unter technischen und ökonomischen Gesichtspunkten verzichtet werden. Aus die-sem Grund sollte auch die Biogas- bzw. Synthesegaserzeugung möglichst gleichmäßig er-folgen oder durch Zwischenspeicherung vergleichmäßigt werden. Nur bei einer Teilaufberei-tung des Rohbiogases auf Zusatzgasqualität ist das Abfahren von Lastwechseln relativ un-problematisch.

Zwischenspeicherung des aufbereiteten Gases

Verfahren zur Speicherung von aufbereitetem Biogas können grundsätzlich in vier Druckbe-reiche eingeteilt werden (siehe Tabelle 2.40). Drucklose und Niederdruckverfahren eignen

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sich aus kostenspezifischer Sicht vor allem für kleinere und mittlere Anlagen und wurden bereits eingehend hinsichtlich ihrer Funktionsweise erläutert. Sie dienen hauptsächlich zur Zwischenspeicherung und haben in der Regel die Kapazität einer Tagesproduktion an aufbe-reitetem Biogas. Des Weiteren kann in den Zwischenspeichern nach der Aufbereitung auch die letztendliche Konditionierung des Gases, also eine etwaige Brennwertanpassung mit Luft oder Flüssiggas zur Einstellung der brenntechnischen Kenndaten des Austauschgases erfol-gen.

Tabelle 2.40: Druckbereiche der Biogasspeicherung

Druckbereich Betriebsdruck

[bar]

Übliche Speichergröße

[m3]

Speicherausführung

Drucklos 0 – 0,005 10 – 2.000 Fermenter

Ballon-/Folienspeicher

Niederdruck 0,01 – 0,05 100 – 2.000 Gasometer

Doppelmembranspeicher

Mitteldruck 5 – 20 1 – 100 Stahl-Druckbehälter

Hochdruck 20 – 70 100 – 20.000 Stahl-Druckbehälter, Röh-

renspeicher Quelle: [ATV 2002; Mitterleitner 2000] und eigene Bearbeitung

Bedingt durch hohe Investitionskosten und einen erhöhten Energiebedarf für die Gasverdich-tung und -entnahme finden Mittel- und Hochdruckspeicher hingegen eher bei Großanlagen Anwendung. Die üblichen Speicherverfahren, wie sie auch von Gasversorgungsunterneh-men oft angewendet werden, sind beispielsweise Röhrenspeicher (siehe GWI, Band 4).

Abschließend bleibt festzustellen, dass unter der Vielzahl der verschiedenen Speicheroptio-nen zum Ausgleich von Gasabnahme/Netzkapazität und Biomethanerzeugung nur eine Zwi-schenspeicherung im Fermenter zur Vergleichmäßigung der Gaserzeugung und eine Zwi-schenspeicherung des aufbereiteten Produktgases vor der Einspeisung sinnvoll erscheint. Bei einer Biomethanerzeugung über die Holzvergasung erscheint eine Zwischenspeicherung nur nach der vollständigen Aufbereitung und Methanisierung des Synthesegases als sinnvoll. Sowohl Vergaser als auch die gesamte nachfolgende Prozesskette der Gasaufbereitung sollten kontinuierlich und ohne Lastwechsel betrieben werden. Mit einer Zwischenspeiche-rung an der Biogasanlage bzw. nach der Biogasaufbereitung ist eine strukturierte Gasabga-be zum Ausgleich tageslastabhängiger Verbrauchsschwankungen sehr gut möglich. Der Ausgleich saisonaler Verbrauchsschwankungen ist zwar ebenfalls möglich, jedoch aus wirt-schaftlichen Gründen (Anlagenauslastung) nicht zu favorisieren.

Die Speicherung von aufbereitetem Biogas verursacht Mehrkosten von ca. 0,3 bis 0,7 ct/kWh Biomethan; unter verfahrenstechnischen und wirtschaftlichen Gesichtspunkten und zur Ma-ximierung des Gasoutputs sollte diese Option aber umgesetzt werden.

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3 Kosten der Biogaserzeugung und Aufbereitung

Die Kosten einer Einspeisung von Biogas in das Erdgasnetz setzen sich aus den Kosten der Biomasse selbst, den entsprechenden Kosten der Gaserzeugung (Kapitel 3.2) einschließlich Gaskonditionierung und Biogasaufbereitung (Kapitel 3.3) und den Kosten der eigentlichen Gaseinspeisung (GWI, Band 4) zusammen. In diesem Studienabschnitt werden alle Kosten von der Biomasse ausgehend bis zum jeweiligen Produktgas vor der Einspeisestelle – je-doch ohne Zwischenspeicherungskosten – bilanziert.

Die Auswahl der betrachteten Technologien und Verfahren orientiert sich an den Inhalten und Resultaten der vorangegangenen vertiefenden Analyse einer Bereitstellung und Aufbe-reitung von Biogas (Kapitel 2).

3.1 Grundsätzliche Randbedingungen und Annahmen zur Berechnung und

Aufstellung der Investitions- und Betriebskosten

Alle nachfolgend aufgelisteten Kosten werden als betriebswirtschaftliche Vollkosten netto vor Steuern kalkuliert und setzen sich aus den Investitions- und Betriebskosten (Eigenver-brauch, Wasserverbrauch, Strom, Abwasseranfall, Prozesshilfsmittel, Wartungs- und In-standhaltungskosten, Personalkosten, Kapitalkosten) zusammen. Versicherungskosten wer-den in den Gesamtkostendarstellungen nicht extra ausgewiesen.

Die Investitions- und Betriebskosten der einzelnen Anlagenteile sind zum überwiegenden Teil bei entsprechenden Firmen direkt abgefragt worden. Hinsichtlich der betrachteten CO2-Abtrennverfahren gibt es jeweils nur einen Anbieter in Deutschland - diese Preise sind nicht verhandelt worden und daher als Richtpreise zu verstehen. Die Investitions- und Betriebs-kosten der Grobentschwefelungsverfahren (Biowäscher, Tropfkörperanlage, Sulfidfällung) des Biogases sind Marktpreise (nachverhandelt) und beziehen sich auf gebaute Biogasanla-gen in Deutschland. Gleiches gilt auch für drucklose Biogasspeicher und Biogasverdichter. Die Investitions- und Betriebskosten der Feinentschwefelungsverfahren (jodierte Aktivkohle) beziehen sich auf eigene Auslegungen bzw. Berechnungen und sind als Richtpreise zu ver-stehen. Inbetriebnahme-, Transport- und Installationskosten für die jeweiligen Anlagen sind in den Investitionskosten enthalten, wenn nicht gesondert vermerkt und ausgeschlossen.

Bei der Darstellung der einzelnen Verfahrensschritte (Aufbereitung fermentativer Gase) beinhalten die aufgelisteten Investitionskosten keine bauseitigen Leistungen wie Fundamen-te oder Medienanschlüsse. Diese Angaben differieren sehr stark mit konkreten Gegebenhei-ten und können im Rahmen dieser Studie nur geschätzt in den Gesamtübersichten in Kapitel 3.4 bis 3.6 berücksichtigt werden. Grundsätzlich richten sich die Kosten für Ingenieurpla-nungsleistungen nach der Honorarordnung für Architekten und Ingenieure. Für die Abschät-zung der Planungs- und Bauüberwachungskosten von Biogaserzeugungs- und Aufberei-tungsanlagen wird die HOAI §51, Absatz 2, Honorarzone III zugrunde gelegt.

Bei der Biomassevergasung werden die Baunebenkosten (öffentliche Erschließung, Außen-anlagen, Bauwerksgründung etc.) und Kosten für Planungsleistungen oder Bauüberwachung anteilig (nur Gasaufbereitung, vergleiche auch Kapitel 3.2.2) pauschal mit 8,74 % bzw. 10,3 % bei den Modellfällen 8b und 9b (SG-M-b, SG-Z-b) der Investitionskosten abgeschätzt. Dabei wird unterstellt, dass wesentliche Baunebenkosten der Gesamtanlage bereits in den

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Investitionskosten der FICFBG-Vergaseranlage enthalten sind und lediglich Erweiterungsar-beiten – pauschal mit 5 % der Investitionskosten der Gasaufbereitungsanlage angesetzt – notwendig werden. Die Kosten für Ingenieurplanungsleistungen richten sich nach HOAI §51, Absatz 2, Honorarzone III und werden für die Synthesegasaufbereitung aus der Biomasse-vergasung mit 3,74 % bzw. mit 5,3 % (Modellfälle 8b und 9b (SG-M-b, SG-Z-b)) der Investiti-onskosten der Gasaufbereitungsanlage festgesetzt.

Die Baunebenkosten und Kosten für Planungsleistungen bei der Errichtung von Biogasauf-bereitungsanlagen (Biomassevergärung) werden pauschal mit 11,14 bis 18,35 % (je nach Höhe der Investitionskosten) abgeschätzt. Auch hier wird unterstellt, dass wesentliche Bau-nebenkosten der Gesamtanlage bereits in den Investitionskosten der Biogasanlage enthalten sind und lediglich Erweiterungsarbeiten – pauschal mit 5 % der Investitionskosten der Gas-aufbereitungsanlage angesetzt – notwendig werden. Die Kosten für Ingenieurplanungsleis-tungen nach HOAI §51 werden mit 6,14 bis 13,35 % der Investitionskosten der Gasaufberei-tungsanlage festgesetzt.

Jährlich anfallende Wartungs- und Installationskosten (Personalkosten einschliesslich Mate-rialvorhaltung) für alle Anlagen der Gaserzeugung und Gasaufbereitung werden pauschal mit 2 % der Investitionskosten und die jährlich anfallenden Personalkosten (Betrieb der Anlage) pauschal mit 3 % der Investitionskosten angesetzt.

Bei der Berechnung der Betriebs- und Investitionskosten werden folgende Randbedingungen zugrunde gelegt:

Personalkosten: 1 Mannstunde 25 /h

Strombezugskosten für den Betrieb technischer Anlagen: 12 ct/kWh

Anpassung der Betriebskosten auf aktuelle Werte (Dezember 2004) mit Hilfe der jährli-che Inflationsrate (Bezug Statistisches Bundesamt) berechnet. z. B. Preise von Juni 2003 auf Dezember 2004 mit einem Teuerungszuschlag von 2,16 %. Bezugsjahr 1999 2000 2001 2002 2003 2004 jährliche 0,6 1,4 2,0 1,4 1,1 1,6 Inflationsrate

Betriebsstunden pro Jahr: 8.000 (BH/a)

Kalkulatorischer Annuitätenzinssatz: 6 %

Anlagennutzungsdauer: 15 Jahre (außer Biogasanlage, siehe Kapitel 3.2.1)

Elektrischer Wirkungsgrad netto, Motor-BHKW: 33 % (Biogasanlage) bzw. 30 % (Vergaser)

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Bei der Berechnung der Kapitalkosten der Biogasanlagen wurde vom Institut für Energetik ein abweichender Abschreibungszeitraum von 16 Jahren nach AfA für die Biogasanlage (Fermenter etc.) bzw. 20 Jahre nach AfA für das Substratlager angesetzt. Für alle Anlagen-teile der nachfolgenden Biogasaufbereitung werden grundsätzlich 15 Jahre als Abschrei-bungszeitraum unterstellt. In der Konsequenz bedeutet dies, dass in den nachfolgenden Ta-bellenübersichten, die eine Biogaserzeugung mit einschliessen, – aufgrund unterschiedlicher Abschreibungszeiträume – nach 15 Jahren noch ein Restwert für die Biogasanlage (in Höhe einer Jahresrate) und das Substratlager bestehen.

Brauchwasserkosten: Es wird vorausgesetzt, dass bei großem Wasserbedarf (hauptsächlich bei Vergaseranlagen) auf dem Gelände ein Brunnen (keine Trinkwassernutzung als Be-triebsmittel), sowie zur Entsorgung des Wassers ein Schluckbrunnen (statt Einleitung in die Kanalisation oder Vorfluter) zur Verfügung steht. Die Kosten der Wasserversorgung inklusive einer Wasseraufbereitung sind abhängig von der benötigten Frischwassermenge und wer-den für diese Fälle durchschnittlich auf 12 ct/m festgelegt.

Bei geringen Wasserverbräuchen (Biogasaufbereitung) ist in der Regel eher ein Bezug von Trinkwasser und eine anschließende Einleitung in die Kanalisation notwendig. Für diese Fäl-le werden die Wasserkosten pauschal auf 4,50 /m festgesetzt. In den Fällen, in denen die Aufbereitungsverfahren (z. B. biologische Entschwefelung mit Tropfkörperanlage) keine Trinkwasserqualität benötigen, wird ein Bezug von Brunnenwasser und eine anschließende Wasserentsorgung in die Kanalisation angenommen. Hierfür werden 2,65 /m Wasser an-gesetzt.

Alle Investitions- und Betriebskostenangaben sind als Richtpreise bzw. Kostenschätzungen anzusehen und wurden sinnvoll gerundet. Die spezifischen Gasaufbereitungskosten bezie-hen sich auf die insgesamt über ein Jahr (8.000 BH) erzeugten Gasmengen und Gesamtkos-ten.

Die Angaben über spezifische Kosten in den Kapiteln 3.3 bis Kapitel 3.3.7 beziehen sich auf die Rohgasmenge bzw. auf den Energieinhalt des Rohbiogases (exemplarisch auf Rohbio-gas aus NaWaRo-Biogasanlage mit 53 % Methananteil).

In den Gesamtkostenübersichten ab Kapitel 3.4 hingegen werden zusätzlich auch die spezi-fischen Erzeugungs- und Aufbereitungskosten auf das Produktgas bezogen dargestellt. Die-se Angaben berücksichtigen dann auch etwaige Methanverluste bei der Gasaufbereitung oder Brennwertanpassungen, beispielsweise durch eine Flüssiggaszugabe (Karburierung).

Die auf die Produktgasmenge bezogenen spezifischen Biogaserzeugungs- und Aufberei-tungskosten sind als maßgeblich zu betrachten, da in der Regel nur die eingespeiste Ener-giemenge relevant ist bei einer Einspeisung in das Erdgasnetz.

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3.2 Gaserzeugungskosten

3.2.1 Kosten der Biogaserzeugung

Die Biogaserzeugungskosten in Tabelle 3.1 und Tabelle 3.2 wurden durch das Institut für Energetik Leipzig berechnet und beziehen sich auf eine exemplarische „Gülle-Biogasanlage“ (Güllevergärung, 90 % Gülle und 10 % Maissilage) bzw. auf eine exemplarische „NaWaRo-Biogasanlage“ (Vergärung nachwachsender Rohstoffe, 90 % Maissilage und 10 % Gülle).

Tabelle 3.1: Kosten der Biogaserzeugung „Gülle-BGA“ (Substrat: 90 % Gülle, 10 % Maissilage)

Kostenart Einheit Rohbiogas - Volumenstrom

50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h

1. Investitionskosten [EUR] 345.800 1.212.760 2.119.100

a) Substrataufbereitung und -lagerung [EUR] 38.650 190.360 305.750

b) Biogasanlage inkl. Baunebenkosten [EUR] 307.150 1.022.400 1.813.350

davon Maschinentechnik [EUR] 45.200 121.500 182.200

davon Bauliche Anlagen (Fermenter) [EUR] 152.800 641.900 1.211.300

davon Elektro-/Leittechnik [EUR] 50.700 54.800 58.200

davon Sonstiges [EUR] 58.450 204.200 361.650

2. Jährliche Kosten [EUR/a] 115.720 394.660 756.810

a) Substratbereitstellung (Maissilage) [EUR/a] 36.450 179.550 360.450

b) Substrataufbereitung und -lagerung [EUR/a] 3.370 16.600 26.660

c) Betriebsmittel [EUR/a] 11.400 37.800 62.160

d) Wartungs- und Instandhaltungskosten [EUR/a] 5.200 13.890 22.420

e) Personalkosten [EUR/a] 27.000 39.800 95.000

f) Kapitalkosten * [EUR/a] 30.400 101.220 179.520

g) Sonstiges [EUR/a] 1.900 5.800 10.600

3. Laufende Kosten für 15 Jahre [EUR/15a] 1.735.800 5.919.900 11.352.150

4. Spezifische Kosten

a) Variable Kosten je Nm3 Rohgas [ct/Nm3] 28,93 19,73 18,92

b) Variable Kosten je Nm3 Methanäquivalent [ct/Nm3] 50,75 34,62 33,19

c) Variable Kosten je kWh Methan [ct/kWh] 5,08 3,46 3,32

* abweichende Abschreibungszeiträume (Biogasanlage 16a, Substratlager 20a)

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Tabelle 3.2: Kosten der Biogaserzeugung „NaWaRo-BGA“ (Substrat: 90 % Maissilage, 10 % Gülle)


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h


a) Substrataufbereitung und -lagerung [EUR] 78.720 314.890 629.770

b) Biogasanlage inkl. Baunebenkosten [EUR] 280.250 806.010 1.550.480

davon Maschinentechnik [EUR] 35.600 95.600 191.400

davon Bauliche Anlagen (Fermenter) [EUR] 137.200 483.900 964.700

davon Elektro-/Leittechnik [EUR] 49.700 51.900 57.400

davon Sonstiges [EUR] 57.750 174.610 336.980

2. Jährliche Kosten [EUR/a] 157.280 590.150 1.136.080

a) Substratbereitstellung (Maissilage) [EUR/a] 74.250 371.250 742.500

b) Substrataufbereitung und -lagerung [EUR/a] 6.860 27.460 54.920

c) Betriebsmittel [EUR/a] 7.200 17.200 29.700



e) Kapitalkosten * [EUR/a] 27.750 79.790 153.500

f) Sonstiges [EUR/a] 1.800 5.500 10.500


4. Spezifische Kosten (Bezug Rohgas)




* abweichende Abschreibungszeiträume (Biogasanlage 16a, Substratlager 20a)

Das Rohbiogas aus der Güllevergärung hat einen höheren Methangehalt (57 %) als das Rohbiogas aus der Maisvergärung (53 %). Darüber hinaus ist die Biogaserzeugung aus Mais absolut und spezifisch teurer als eine Güllevergärung. Allerdings ist das Biogaspotenzial von NaWaRo-Biogasanlagen um ein Vielfaches höher, so dass mittelfristig absehbar die Biogas-erzeugung aus nachwachsenden Rohstoffen überwiegen wird. Infolge dessen werden in der Gesamtkostenübersicht (Erzeugungs- und Aufbereitungskosten) in Kapitel 3.4 die Kosten-sätze der NaWaRo-Biogasanlage (Tabelle 3.2) zugrunde gelegt. Kapitel 3.5 kann eine ent-sprechende Gesamtkostenübersicht für eine Biogaserzeugung und –aufbereitung, ausge-hend von „Gülle-Biogasanlagen“, entnommen werden.

Die Investitionskosten beinhalten anfallende Baunebenkosten und Planungsleistungen. Für die Entsorgung des vergorenen Substrates werden keine Kosten in Rechnung gestellt.

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3.2.2 Kosten der Synthesegaserzeugung

Ausgehend von verfügbaren Kostendaten für die Demonstrationsanlage Güssing mit einer Feuerungswärmeleistung von 8,0 MW erfolgte eine Kostenschätzung und Hochrechnung der Investitionskosten auf eine gleichartige Vergasungsanlage mit einer Feuerungswärmeleis-tung von 25 MW. Die Investitionskosten für den 8 MW-Vergaser betragen nach Angaben der Betreibergesellschaft Reprotec ca. 9 Mio. , wobei in diesen Kosten bereits eine Teilaufbe-reitung und eine motorische Verwertung des erzeugten Synthesegases enthalten ist. Die Gasaufbereitung besteht im Wesentlichen aus einer Gaskühlung, einer Entstaubung und einer Entteerung mittels RME-Wäsche. Das BHKW hat eine installierte elektrische Leistung von 2 MW. Bei der Hochrechnung werden das BHKW und weitere Anlagenkomponenten wie Trafostation, Spitzenlastkessel (der Vergaser ist in ein örtliches Nahwärmenetz eingebun-den) oder Wärmeauskopplung mit 2,4 Mio. in Ansatz gebracht und aus der Investitions-summe herausgerechnet. Die Gasaufbereitung bleibt bis auf die RME-Wäsche zur Enttee-rung des Synthesegases, die durch eine katalytische Teerreformierung ersetzt wird, enthal-ten. Die katalytische Teerreformierung verursacht investive Mehrkosten von ca. 500.000 , erhöht jedoch auch die Produktgasmenge (von 6.250 auf 6.430 Nm /h) bzw. den nutzbaren Energiegehalt des Produktgases um ca. 6 % (Heizwert Teerfraktion, siehe auch S.102). Es wird unterstellt, dass sich die Gaszusammensetzung und die brenntechnischen Eckdaten des erzeugten Synthesegases bei einem Scale-up auf 25 MW Feuerungswärmeleistung nicht verändern. Die nachfolgend dargestellten Investitionskosten beinhalten auch Baune-benkosten und Planungskosten.

Bei der Hochrechnung der Investitionskosten für einen 25 MW-FICFBG-Vergaser wird eine Kostendegression von ca. 70 % je Größenfaktor und ein Lernfaktor von 25 % (2. Anlage) unterstellt. Wesentliche Betriebskosten – die im Rahmen dieser Studie nur abgeschätzt wer-den können – für den 25 MW-FICFBG-Vergaser ergeben sich aus:

- den Brennstoffkosten in Höhe von 3.013.500 /a (Biomassekosten: 61,50 /t Waldholz, Verbrauch 6.125 kg/h, 20 Gew.-% Feuchte),

- den Kosten für Bettmaterial (Wirbelschicht) in Höhe von 150.000 /a (Verbrauch ca. 1,5 % bezogen auf die Brennstoffmenge, Kosten 200 /t),

- den Stromkosten für den Vergaserbetrieb einschließlich Brennstoffzufuhr und Asche-austrag in Höhe von 264.500 /a (entspricht 4 % der elektr. Leistung eines Motor-BHKW bei vollständiger Synthesegasnutzung mit el von 30 %),

- Kosten der Dampfbereitstellung in Höhe von 450.000 /a (0,46t Prozessdampf je t Brennstoff),

- Kosten für Katalysatorverbrauch (Teerreformierung) in Höhe von 150.000 /a (komplet-ter Ersatz alle 3 Jahre, Kosten 450.000 ),

- Instandhaltungs- und Wartungskosten in Höhe von ca. 230.000 /a (entspricht 2 % der Investitionskosten)

- Personalkosten in Höhe von 345.000 /a (entspricht ca. 3 % der Investitionskosten).

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Sonstige Betriebskosten werden mit 100.000 /a abgeschätzt und beinhalten beispielsweise auch Ascheentsorgungskosten, die derzeit kaum abgeschätzt werden können. Als Anhalts-punkte zur Abschätzung der anfallenden Aschekosten können folgende Randbedingungen heran gezogen werden: Aschegehalt von unbehandeltem Waldholz ca. 2 %, jährliche A-scheentsorgungskosten13 in etwa 0,1 bis 0,5 % der Investitionskosten (Vergaser).

Tabelle 3.3: Kosten der Synthesegaserzeugung (FICFBG-Vergaser Güssing, 25 MW FWL)

Kostenart Einheit Kosten

1. Investitionskosten [EUR] 11.490.000

a) FICFBG-Vergaseranlage „Güssing“ [EUR] 10.990.000

b) Mehrkosten Teerreformierung [EUR] 500.000

2. Jährliche Kosten [EUR/a] 5.886.000

a) Betriebskosten [EUR/a] 4.128.000

davon Biomassekosten [EUR/a] 3.013.500

davon Bettmaterial (Wirbelschicht) [EUR/a] 150.000

davon Strom [EUR/a] 264.500

davon Teerreformierung (Katalysatorersatz) [EUR/a] 150.000

davon Dampfbereitstellung [EUR/a] 450.000

davon Sonstiges [EUR/a] 100.000

b) Wartungs- und Instandhaltungskosten [EUR/a] 230.000

c) Personalkosten [EUR/a] 345.000

c) Kapitalkosten [EUR/a] 1.183.000

3. Laufende Kosten für 15 Jahre [EUR/15a] 88.290.000


a) Variable Kosten je Nm3 Rohsynthesegas [ct/Nm3] 11,77

b) Variable Kosten je Nm3 Methanäquivalent [ct/Nm3] 31,94

c) Variable Kosten je kWh [ct/kWh] 3,20

13 Aufgrund der sehr geringen Schadstoffbelastung des Waldholzes sind die jährlichen Entsorgungskosten eher mit 0,1%

als mit 0,5% der Investitionskosten anzunehmen. Des Weiteren ist darauf hinzuweisen, dass unbelastete Asche auch als Baumaterial herangezogen werden kann und dadurch evtl. anfallende Entsorgungskosten deutlich geringer ausfal-len können.

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3.3 Kosten der Biogasaufbereitung – Verfahrensschritte

In den Aufstellungen der einzelnen Verfahrensschritte – ausgenommen die Verfahren der CO2-Abtrennung – werden der Personalaufwand (laufender Betrieb) und die Wartungs- und Instandhaltungskosten in den Betriebskosten nicht extra ausgewiesen.

Die Personalkosten für eine Gesamtanlage, bestehend aus Biogasanlage und Biogasaufbe-reitung, sind den zusammenfassenden Übersichten für die jeweiligen Modellfälle zu entneh-men und werden pauschal mit 3 % der Investitionskosten (Gasaufbereitungsanlage) ange-nommen. Das gleiche gilt für die Wartungs- und Instandhaltungskosten, die pauschal mit 2 % der Investitionskosten angesetzt werden. Ebenso wird mit den Baunebenkosten (5 % der Investitionskosten) und den Kosten für Planungsleistungen und Bauüberwachung (abhängig von den Investitionskosten, nur Anlagentechnik, zwischen 6,14 und 13,35 %) verfahren.

Die Angaben der spezifischen Kosten in den Einzelaufstellungen der einzelnen Verfahrens-schritte beziehen sich immer nur auf die Rohgasmenge (NaWaRo-Biogas mit 53 Vol.-% Me-thananteil). In der Darstellung der Gesamtkostenübersichten in den Kapiteln 3.4f erfolgt zu-sätzlich auch die Angabe der spezifischen Kosten auf das Produktgas (ct/Nm ) bzw. den Energieinhalt des Produktgases (ct/kWh) bezogen.

3.3.1 Kosten der Biogasgrobentschwefelung

Biowäscher

Der kleinste Standard-Biowäscher der Fa. Paques, NL ist einsetzbar für Volumenströme von 200 bis 500 Nm /h Rohbiogas. Eine H2S-Konzentration deutlich kleiner 100 ppmv nach dem Bio-Wäscher kann als Mittel angenommen und eingehalten werden.

Tabelle 3.4: Investitions- und Betriebskosten eines Standard-Biowäschers, Typ 10/1,0 S der Fa. Paques, NL mit einem Durchsatz von 500 Nm /h Biogas

Investitionskosten

Thiopaq-Wäscher Type 10/1,0S 132.000

Antransport, Aufstellung, Inbetriebnahme 10.000

Kompressor f. Bioreaktor (Zuluft) 4.000

Betriebsmittelspeicher (NaOH, Nutrimix) 1.000

Isolierung Tanks und Wäscher (Frostschutz) 12.000

Summe Investitionskosten 159.000

Betriebskosten pro Jahr

Natronlauge (10kg/d NaOH-Plätzchen) 0,25 /kg 834

Nährsalz Nutrimix (1,0 ltr./d) 2,25 /ltr. 750

Energiebedarf (5,0 kW á 8.000 BH) 0,12 /kWh 4.800

Betriebswasser (1 m /d) 4,50 /m 1.506

Summe jährliche Betriebskosten 7.890

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Der Betrieb dieser Anlage erfordert einen geringen Personalbedarf, der hier im Rahmen die-ser Studie nur grob abgeschätzt werden kann. Pauschal sollte mindestens eine Mannstunde pro Woche angesetzt werden. Monatlich sind einige Betriebsmittelbevorratungen zu erneu-ern. In Tabelle 3.4 werden die Investitions- und Betriebskosten, sowie die notwendigen Be-triebsmittel aufgelistet.

Sulfidfällung

Beispielhaft sei hier der Eisensalzverbrauch einer Grobentschwefelung – und damit die In-vestitions- und Betriebskosten – für eine Biogasanlage mit einer Biogaserzeugungskapazität von 50 Nm /h Rohbiogas dargestellt.

Fällung mit Eisen-(II)-sulfat (Ferrogranul20)

Versuche der Universität Hohenheim [Oechsner 2000] mit konventionellem Eisendünger (Eisen-(II)-sulfat, Markenname Ferrogranul20) ergaben, dass für eine dauerhafte Entschwe-felung des Biogases von 2300 ppmv auf 20 ppmv etwa 124-165 g Ferrogranul20 je m Bio-gas benötigt werden. Ferrogranul20 ist pulverförmig und kann direkt dem Substrat zugege-ben werden. Anhand des notwendigen (real gemessenen) stöchiometrischen Überschusses ist für die Entschwefelung eines Biogases mit einer H2S-Belastung von 2000 ppmv auf 20 ppmv mit einem Verbrauch von 108 bis 144 g je m Rohbiogas zu kalkulieren.

Bei einer Anlagenkapazität von 50m Biogas je Stunde werden 43.200 bis 57.600 kg Eisen-dünger (Eisen-(II)-sulfat pro Jahr (0,108-0,144 kg/m Biogas * 50 m /h * 8.000BH/a = 43.200 kg/a) benötigt. Der derzeitige Preis für Ferrogranul beträgt ca. 0,42 /kg (TD GmbH Lom-matzsch). Die Betriebskosten der Grobentschwefelung durch Sulfidfällung mit Eisen-(II)-sulfat für die betrachtete Biogasanlage betragen damit ca. 18.144 bis 24.190 pro Jahr. Die Investitionskosten für eine Fördereinrichtung (Lagerbehälter, Förderschnecke etc.) wer-den mit ca. 15.000 abgeschätzt.

Fällung mit Eisen-(II)-chlorid FeCl2

Von den gleichen Randbedingungen (Fermentergröße, Rohbiogaszusammensetzung, benö-tigter Salzüberschuss, Grobentschwefelung auf 20 ppmv) ausgehend, sind für eine Sulfidfäl-lung mit Eisen-(II)-chlorid-Lösung, 20 %ig ca. 289 - 385 kg/d bzw. 96.330 - 128.330 kg/a Kronofloc, ein Produkt der Fa. Kronos, Langenfeld, erforderlich. Der Verkaufspreis der Fa. Kronos liegt bei Mindestabnahme von 25 t (Tanklastzug) bei 41,60 /t zzgl. Transportkosten von ca. 300 (100 km ab Werk Leverkusen). Daraus resultieren Betriebskosten von 5.210 – 6.840 /a. Personalkosten werden mit einer Mannwoche pro Jahr abgeschätzt.

Da Kronofloc flüssig ist, benötigt man noch einen Behälter (ca. 30 m ) und eine Dosierein-richtung (Pumpe). Die Investitionskosten werden mit 10.000 abgeschätzt.

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Im direkten Vergleich ist die Sulfidfällung mit Eisen-(II)-chlorid deutlich wirtschaftlicher und wird daher als Grobentschwefelungsverfahren für kleine Biogasanlagen mit einer Kapazität um 50 Nm /h ausgewählt. Zusammenfassend für die Biogasgrobentschwefelung sind die unterschiedlichen Kosten für die verschiedenen Rohbiogasvolumenströme in Tabelle 3.5 dargestellt.

Tabelle 3.5: Kosten der Biogasgrobentschwefelung mittels Sulfidfällung (50 Nm3/h) bzw. biologischem Wä-scher (250 Nm3/h, 500 Nm3/h)


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h

1. Investitionskosten [EUR] 10.000 159.000 159.000

a) Anlage [EUR] 8.000 149.000 149.000

b) Transport und Installation [EUR] 2.000 10.000 10.000


a) Betriebskosten [EUR/a] 7.020 3.950 7.890

davon Strom [EUR/a] 180 2.400 4.800

davon Betriebsmittel (NaOH, FeCl2, H2O) [EUR/a] 6.840 1.550 3.090

b) Kapitalkosten [EUR/a] 1.030 16.370 16.370

3. Laufende Kosten für 15 Jahre [EUR/15a] 120.750 304.800 363.900





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Tropfkörperanlage mit integrierter Regenerierung

Die biologische Entschwefelung in Form einer Tropfkörperanlage mit integrierter Regenerie-rung dient für Rohbiogasvolumenströme ab 250 Nm /h zur Grobentschwefelung bei der Bio-gasaufbereitung zu Zusatzgas. Eine Grobentschwefelung kleiner Biogasdurchsätze ist zwar prinzipiell auch mit einer Tropfkörperanlage möglich, jedoch erweist sich eine Sulfidfällung (siehe Tabelle 3.5) als deutlich günstiger. In der Gesamtkostenübersicht wird dies entspre-chend berücksichtigt. Bei den nachfolgenden Kostenangaben (Tabelle 3.6) handelt es sich grundsätzlich um Abschätzungen, die auf der Basis vorliegender Angebote (nachverhandelte Preise einer gebauten Anlage), die eine Aufbereitung von Biogas bei ähnlichen Randbedin-gungen wie denen des betrachteten Modellfalls (Biogasaufbereitung auf Zusatzgas-Qualität) beinhalten, gemacht wurden.

Tabelle 3.6: Kosten der Biogasgrobentschwefelung mit Tropfkörperanlagen für unterschiedliche Volumen-ströme


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h




davon Strom [EUR/a] 1.440 1.920 2.880

davon Betriebsmittel (Frischwasser, Dünger)

[EUR/a] 2.270 5.820 11.640







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3.3.2 Kosten der CO2-Abtrennung

Druckwechseladsorption

PSA-Anlagen sind einsetzbar für alle drei Volumenströme (50, 250, 500 Nm3/h). Die nachfol-gende Tabelle 3.7 basiert auf einem Richtpreisangebot eines Anbieters, die sich auf die Auf-bereitung von Rohbiogas (Zusammensetzung: 60 Vol.-% CH4, 35 Vol.-% CO2, N2 und O2 < 1,5 Vol.-%, H2S < 250 ppmv) zu Reingas mit einer Erdgas-H ähnlichen Qualität (CH4-Gehalt 96 Vol.-%) bezog. In dem Richtpreisangebot waren weder die Kosten für eine Grobent-schwefelung vor dem Aufbereitungsprozess, noch eine Einhausung der Anlage (Frostschutz, jetzt in Tabelle 3.7 einkalkuliert), noch eine anschließende Karburierung (oder Luftzugabe) des Gases zur Brennwerteinstellung nach dem Aufbereitungsprozess enthalten. Das Ange-bot enthielt neben der eigentlichen PSA einen Verdichter, eine Gastrocknung (Kältetrock-nung, Taupunkt 3-5 °C bei ca. 8 bar), eine Feinentschwefelung mit jodierter Aktivkohle und einen weiteren Aktivkohlefilter für eventuell im Gas enthaltene Minorkomponenten (z. B. höhere Kohlenwasserstoffe). Für die Fälle einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-Qualität muss die Feinentschwefelung abweichend vom ursprünglichen Angebot des Herstel-lers mit Kaliumpermanganat imprägnierter Aktivkohle ausgeführt werden, da das Biogas frei von Sauerstoff ist und daher keine H2S-Abtrennung mit Kaliumjodid imprägnierter Aktivkohle erfolgen kann.

Tabelle 3.7: Kosten der CO2-Abtrennung mittels PSA-Anlagen


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h


a) Anlage [EUR] 400.000 500.000 680.000

b) Transport und Installation [EUR] 20.000 25.000 34.000

c) Einhausung und Abgasbehandlung [EUR] 70.000 80.000 87.500

2. jährliche Kosten [EUR/a] 85.950 145.950 222.600


davon Strom [EUR/a] 9.400 45.400 84.000

davon Betriebsmittel (AK und Vorfilter) [EUR/a] 1.600 8.000 16.000

b) Personalkosten [EUR/a] 14.700 18.150 24.040

c) Wartungs- und Installationskosten [EUR/a] 9.800 12.100 16.030

d) Kapitalkosten [EUR/a] 50.450 62.300 82.530






Es wird hier unterstellt, dass der Austausch der Kaliumjodid imprägnierten Aktivkohle durch Kaliumpermanganat imprägnierte Aktivkohle keine Mehrkosten – weder bei den Investitions- noch bei den Betriebskosten – verursacht. Eine Feinentschwefelung bei einer Biogasaufbe-

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reitung auf Erdgas-L-Qualität könnte mit Kaliumjodid imprägnierter Aktivkohle durch Zugabe geringer Luftmengen vor der Grobentschwefelung erfolgen. In den Fällen einer reduzierten CO2-Abtrennleistung für die Aufbereitung von Biogas zu Erdgas-L-Qualität ist davon auszu-gehen, dass sich die Betriebskosten reduzieren, da entweder die Betriebszyklen verlängert werden können oder sich bei gleich bleibenden Betriebseinstellungen der Gasdurchsatz er-höhen ließe. Zu beachten ist hierbei, dass unter Umständen eine Neuauslegung der Druck-wechseladsorption für diesen Anwendungsfall notwendig wird. Leider konnte der Hersteller hierzu keinerlei Angaben machen, so dass sich die wahrscheinlichen Betriebskosteneinspa-rungen nicht monetarisieren lassen und im Rahmen dieser Studie mit den gleichen Kos-tensätzen wie bei der Biogasaufbereitung zu Erdgas-H-Qualität gerechnet werden muss.

Angebote eines anderen Anbieters für das Druckwechseladsorptionsverfahren liegen zwar vor, aber aufgrund der deutlich höheren Investitions- und Betriebskosten werden diese hier nicht weiter betrachtet.

Druckwasserwäsche

Die Druckwasserwäsche ist geeignet, alle in dieser Studie betrachteten Rohbiogasmengen auf Erdgasqualität aufzubereiten. Tabelle 3.8 zeigt eine Übersicht über die dabei entstehen-den Investitions- und Betriebskosten. Derzeit bietet der DWW-Hersteller vier Baugrößen (CSFR150, CSFR300, CSFR600 und CSFR1500) an, für die jeweils Richtpreise vorliegen (Stand März 2005). Die kleinste Baugröße ermöglicht einen Rohgasdurchsatz von 50 bis 100 Nm /h (ungekühlter Wäscher) bzw. bis zu 145 Nm /h bei einer Kühlung des Waschwassers auf 7 °C. Mit der nächst größeren Baugröße (CSFR300) sind Rohgasdurchsätze von 100 bis 200 Nm /h (ungekühlter Wäscher) bzw. bis zu 300 Nm /h bei Kühlung des Waschwassers möglich. Die Baugröße (CSFR600) ermöglicht Rohgasdurchsätze von 200 bis 400 Nm /h (ungekühlter Wäscher) bzw. bis zu 600 Nm /h bei Kühlung des Waschwassers. Für die wei-teren Betrachtungen wurden die Baugröße CSFR150 für den kleinsten Rohbiogasvolumen-strom von 50 Nm /h, die Baugröße CSFR300 für den Rohbiogasvolumenstrom von 250 Nm /h und die Baugröße CSFR600 für den größten Rohbiogasvolumenstrom von 500 Nm /h ausgewählt. Sowohl für die mittlere als auch die große Druckwasserwäsche ist eine Kühlung des Waschwassers erforderlich.

Im Gegensatz zur Studie des Bremer Energieinstitutes [Schulz 2004] wird hier – nach Rück-sprache mit der Deutschlandvertretung (Eco Naturgas GmbH, Potsdam) – nicht davon aus-gegangen, dass die Anlagenkosten mit der benötigten Baugröße interpolierbar sind. Infolge dessen steigen die Investitions- und Betriebskosten für den kleinsten Biogasvolumenstrom von 50 Nm /h überproportional. Die Angaben über Betriebskosten in Tabelle 3.8 stammen entweder aus den vorliegenden Richtpreisangeboten oder wurden telefonisch abgefragt.

Die entsprechenden Betriebsmittelmengen sind mit den in Kapitel 3.1, S. 152 genannten Randbedingungen (Strom 12 ct/kWh, Wasser inkl. Abwasserkosten 4,50 /m ) versehen worden. Nachfolgende Kostenangaben sind exklusive einer etwaigen LPG-Zugabe und einer eventuell benötigten Feinentschwefelung nach dem Aufbereitungsprozess zu betrachten. Der entsprechende Biogasverdichter, eine Einhausung (Frostschutz), eine Abgasaufberei-tung zur Entschwefelung des CO2-reichen Abgases und eine Pauschale von 10 % der Anla-genkosten für Aufstellung und Inbetriebnahme sind in den Investitions- und Betriebskosten bereits enthalten. Eine separate Grobentschwefelung ist bei der Druckwasserwäsche für den betrachteten Fall (H2S-Belastung 2.000 ppmv) nicht notwendig. Für den Fall einer reduzier-ten CO2-Abtrennleistung bei der Biogasaufbereitung zu Erdgas-L-Qualität ist davon auszu-gehen, dass sich die Betriebskosten reduzieren, da entweder weniger Waschwasser umzu-

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wälzen ist oder sich bei gleich bleibenden Betriebseinstellungen der Gasdurchsatz erhöhen ließe. Zu beachten ist hierbei unter anderem eine mögliche Flutung des Absorbers, weshalb eine Neuauslegung der Druckwasserwäsche für diesen Anwendungsfall unabdingbar ist. Leider konnten hierzu keinerlei weitere Angaben gemacht werden, so dass sich die wahr-scheinlichen Betriebskosteneinsparungen nicht monetarisieren lassen und im Rahmen die-ser Studie mit den gleichen Kostensätzen wie bei der Biogasaufbereitung zu Erdgas-H-Qualität gerechnet werden muss.

Tabelle 3.8: Kosten der CO2-Abtrennung mittels Druckwasserwäschen


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h


davon Druckwasserwäsche [EUR] 506.000 626.000 686.000

davon Antransport, Inbetriebnahme [EUR] 50.600 62.600 68.600

davon CO2-Abgasbehandlung, Einhausung [EUR] 70.000 80.000 87.500



davon Strom [EUR/a] 21.120 58.560 124.800

davon Betriebsmittel (Wasser, NaOH) [EUR/a] 3.600 5.400 7.200

davon Sonstiges [EUR/a] 1.000 1.000 1.000

b) Personalkosten (Abschätzung) [EUR/a] 13.500 15.000 19.600

c) Wartungs- und Installationskosten [EUR/a] 11.500 14.100 15.500

d) Kapitalkosten [EUR/a] 64.520 79.140 86.700






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3.3.3 Kosten der Biogasfeinentschwefelung

Die H2S-Entfernung mittels kaliumjodierter Aktivkohle (KI-AK) wird als Feinentschwefelungs-verfahren bei der Biogasaufbereitung zu Zusatzgas genutzt. Bei den Kostenangaben in Tabelle 3.9 sind folgende Annahmen getroffen worden. Die Konzentration an Schwefelwas-serstoff im Gasstrom liegt bei 250 ppmv14. Als Beladungskapazität der imprägnierten Aktiv-kohle wurden 50 Gew.-% unterstellt, als Preise 5,65 EUR/kg AK bei 50 Nm3/h Rohbiogas, 5,30 EUR/kg AK bei 250 Nm3/h Rohbiogas und 5,00 EUR/kg AK bei 500 Nm3/h Rohbiogas angenommen. Bei den Investitionskosten (im Wesentlichen die Behälter) ist anzumerken, dass über die betrachteten 15 Jahre hinweg mit 2 Behältern kalkuliert wurde, die wechselsei-tig beladen und regeneriert werden. Die dadurch entstehenden Kosten für Service, Beladung und Entsorgung der Aktivkohle sind als jährliche Betriebskosten separat als Pauschale (ein-maliger Service 2.500 ) unter den variablen Kosten aufgeführt.

Tabelle 3.9: Kosten der Feinentschwefelung bei der Biogasaufbereitung zu Zusatzgas


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h




davon Betriebsmittel (KI-AK) [EUR/a] 1.600 7.500 14.200

davon Servicekosten (AK-Austausch) [EUR/a] 1.250 5.000 10.000







14 Aus Sicherheitsgründen wurde hier mit relativ hohen H2S-Konzentrationen am Eintritt in die Feinentschwefelungsstufe

gerechnet, auch wenn im konkreten Fall einer Grobentschwefelung mittels Sulfidfällung bzw. biologischer Tropfkörper-anlage (bei Einhaltung der genannten Betriebsparameter) H2S-Konzentrationen größer 50 ppmv nicht zu erwarten sind. Bei einer kleinen Biogasanlage (Kapazität 50 Nm /h) könnte für den Fall geringer H2S-Gehalte (nach der Sulfidfällung < 50 ppmv) bei der adsorptiven Feinentschwefelung auf den zweiten Adsorber (Reduktion der Investitionskosten um 50%, der spez. Kosten auf ca. 0,11 ct/kWh Methan) verzichtet werden. Grundsätzlich ist hier noch das wirtschaftliche Optimum zwischen der Eisenchloridzugabe (Sulfidfällung) und der adsorptiven Feinentschwefelung (Aktivkohle-verbrauch) zu finden.

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3.3.4 Kosten der Biogastrocknung

Das aufbereitete Biogas muss vor der Einspeisung in das Erdgasnetz getrocknet werden. In den Verfahrensketten zur Biogasaufbereitung auf Erdgas-Qualität (PSA, DWW) ist bereits eine Gastrocknung (Druckwechseladsorption mit Molekularsieben) in der Kalkulation enthal-ten. Lediglich für die Biogasaufbereitung auf Zusatzgasqualität sind die Kosten einer Gas-trocknung zu ermitteln. Nachfolgende Kostenangaben beziehen sich auf unverhandelte Richtpreisangebote der Fa. Zander, Essen für die entsprechenden Volumenströme. Die Preise beziehen sich auf kalt regenerierende Druckwechseladsorptionsanlagen des Typs KEN-MT200-NGZ bis KEN-MT1400-NGZ (Adsorbens Molekularsiebe). Die Gastrocknungs-anlagen wurden auf einen Taupunkt von -50 °C bei 3 bar ausgelegt.

Tabelle 3.10: Kosten einer Gastrocknung für unterschiedliche Volumenströme


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h



a) Betriebskosten Strom [EUR/a] 1.060 3.930 8.740







3.3.5 Kosten Flüssiggas-Zugabe bei einer Biogasaufbereitung zu Erdgas-H

Eine Zugabe von Flüssiggas (Propan/Butan-Gemisch, Zusammensetzung ca. 95:5) zu dem aufbereiteten Biogas kann sich als notwendig erweisen, um den Brennwert des aufbereiteten Biogases auf entsprechende lokale Einspeiseverhältnisse (hier im Rahmen dieser Studie beispielhaft die Anhebung des Wobbeindexes des aufbereiteten Biogases auf 15,0 kWh/Nm ) anzuheben. Die Höhe der Zumischung richtet sich nach den lokalen Gege-benheiten bei der Einspeisung, aber auch nach der Rohbiogaszusammensetzung. Je gerin-ger der Methangehalt des Rohbiogases ist, desto mehr Flüssiggas muss zum Erreichen ei-nes bestimmten Brennwertes zugegeben werden. Des Weiteren hat auch das Aufberei-tungsverfahren (Methanverluste) einen Einfluss auf die Höhe der etwaigen Flüssiggaszumi-schung. In Tabelle 3.11 sind exemplarisch die Kosten einer Flüssiggaszumischung für einen Aufbereitungspfad dargestellt. Die Kosten beziehen sich auf die Flüssiggaszumischung bei einer Aufbereitung von Rohbiogas aus NaWaRo-Biogasanlagen (Verwendung von 90 % Mais und 10 % Gülle als Ausgangsbiomasse) mittels Druckwasserwäsche. Für diesen Auf-bereitungspfad sind zum Erreichen des Wobbeindex-Nennwertes von 15,0 kWh/Nm ca. 10,4 % Flüssiggas (bezogen auf den aufbereiteten Biogasvolumenstrom) zuzugeben.

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Daraus ergibt sich jeweils für die einzelnen Volumenströme ein unterschiedlicher Jahresbe-darf für Propan von: 22.400 Nm3 bzw. 44.690 kg bei 50 Nm3/h Rohgas, 112.080 Nm3 bzw. 223.600 kg bei 250 Nm3/h Rohgas und 224.160 m3 bzw. 447.200 kg bei 500 Nm3/h Rohgas.

Der aktuelle Tagespreis für Flüssiggas (Angebot der Fa. Primagas, Krefeld) in kleineren Ab-nahmemengen betrug am 07.02.2005 29,50 je 100 ltr. bzw. 57,8 ct/kg. Dieser Preis ist nicht nachverhandelt und wird insbesondere bei größeren Abnahmemengen noch deutlich sinken. Ein Vergleichsangebot (Fa. Gascologne, Bad Honnef, Tagespreis 29.01.2005) über eine jährliche Abnahmemenge von 1.100 t Flüssiggas pro Jahr ergab einen Preis (unverhan-delt) von 42,5 ct/kg Flüssiggas. Davon ausgehend wurden die Flüssiggaspreise entspre-chend der zu erwartenden jährlichen Abnahmemengen linear angepasst. Hinsichtlich der Investitionskosten ist zu berücksichtigen, dass für die kleinste Anlagengröße (50 Nm3/h) kei-ne separate Verdampferanlage benötigt wird, da die Eigenverdampfung im Behälter für die-sen Bedarf laut Lieferanten ausreichend ist. Des Weiteren werden für die Flüssiggastanks keine Anschaffungskosten sondern nur Mietgebühren angesetzt.

Tabelle 3.11: Kosten der LPG-Zumischung, exemplarisch für einen Aufbereitungspfad (NaWaRo-Biogasanlage und CO2-Abtrennung mittels Druckwasserwäsche)


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h


a) Anschlussgebühr Flüssiggas-Lagerbehälter [EUR] 350 1.750 3.500

b) Verdampferanlage, Verrohrung etc. [EUR] 1.000 11.640 18.970



davon Betriebsmittel (Propan) [EUR/a] 25.606 121.960 228.390

davon Strom [EUR/a] - 3.840 11.520

davon Gebühr für Flüssiggas-Lagerbehälter [EUR/a] 84 420 840

b) Kapitalkosten [EUR/a] 140 1.380 2.310

3. Laufende Kosten für 15 Jahre [EUR/15a] 387.450 1.914.000 3.645.900





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3.3.6 Kosten der Luft-Zugabe bei einer Biogasaufbereitung zu Erdgas-L

Eine Zugabe von Luft (Bereitstellung über einstufige Hubkolbenkompressoren mit Kessel) ist bei der Biogasaufbereitung auf Erdgas-L-Qualität unter bestimmten Randbedingungen erfor-derlich. In Tabelle 3.12 sind beispielhaft die Kosten einer Luftzugabe für eine Brennwertan-passung des mittels Druckwasserwäsche aufbereiteten Biogases auf Erdgas-L Qualität (NaWaRo-Biogasanlage) dargestellt. In diesem Fall sind ca. 4,9 % Luft, bezogen auf den aufbereiteten Biogasvolumenstrom (nach der Druckwasserwäsche), zuzugeben. Die darge-stellten Investitionskosten beziehen sich auf Richtpreisangebote der Fa. Compair. Die Be-triebskosten wurden anhand der notwendigen Durchsätze abgeschätzt. Für den größten Vo-lumenstrom (500 Nm3/h Biogasanlagenkapazität) wird eine elektrische Leistung von 3 kW angesetzt; bei 250 Nm /h 1,5 kW und für 50 Nm /h 0,3 kW.

Tabelle 3.12: Kosten der Luft-Zugabe (Brennwertanpassung), exemplarisch für einen Aufbereitungspfad (NaWaRo-Biogasanlage und CO2-Abtrennung mittels Druckwasserwäsche)


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h


2. Jährliche Kosten [EUR/a] 504 1.831 3.570

a) Betriebskosten (Strom, Luftfilter) [EUR/a] 288 1.440 2.880

b) Kapitalkosten [EUR/a] 216 391 690






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3.3.7 Verdichtungskosten bei einer Biogasaufbereitung zu Zusatzgas

Verdichtungskosten fallen in allen Modellfällen der Biogasaufbereitung an. Bei der Aufberei-tung auf Erdgas-H- beziehungsweise Erdgas-L-Qualität sind diese bereits in den Kosten der Druckwechseladsorption beziehungsweise der Druckwasserwäsche enthalten, da die Bio-gasverdichtung Bestandteil dieser Angebote ist. Für den Fall der Zusatzgasaufbereitung wurden Verdichter-Angebote real gebauter PSA-Anlagen (nachverhandelte Preise) zugrunde gelegt und mit Hilfe spezifischer Kostenangaben eines Herstellers auf die benötigten Bau-größen interpoliert. Tabelle 3.13 enthält Kostenangaben für die Verdichtung, wie sie bei der Aufbereitung von Biogas auf Zusatzgas-Qualität (Endabgabedruck 5 bar absolut) entstehen.

Tabelle 3.13: Verdichtungskosten bei der Biogasaufbereitung auf Zusatzgas-Qualität


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h



a) Betriebskosten (Strom) [EUR/a] 3.840 18.240 35.520



4. Spezifische Kosten




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3.4 Gesamtkostenübersicht nach Aufbereitungsverfahren und Einspeisegas-

qualitäten für NaWaRo-Biogasanlagen

In den nachfolgenden Betrachtungen werden die Gesamtkosten für jeden Aufbereitungspfad einschließlich der Biogaserzeugung (in diesem Kapitel exemplarisch für NaWaRo-Biogas-anlagen, eingesetzte Biomasse: 90 % Mais, 10 % Gülle) und jede Einspeisequalität in Über-sichtstabellen dargestellt; jeweils in Abhängigkeit des Rohbiogasvolumenstromes. Dabei sind die Investitions- und Betriebskosten für jeden Bestandteil der betrachteten Verfahrenskette zusammengefasst abgebildet. Detailliertere Kostenangaben zu den einzelnen Verfahrens-schritten sind den vorangegangenen Kapiteln zu entnehmen. Die spezifischen Kosten am Ende einer jeden Tabelle beziehen sich entweder auf den entsprechenden Rohbiogasvolu-menstrom bzw. auf die (ebenfalls angegebene) Produktgasmenge oder Energiegehalt des Produktgases nach Aufbereitung und etwaiger Brennwertanpassung. Die in den Tabellen aufgeführten Baunebenkosten und Planungsleistungen beziehen sich nur auf die Gasaufbe-reitungsanlage.

Alle anfallenden Kosten einer Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-Qualität mittels PSA ein-schließlich einer Brennwertanpassung (Nennwert Wobbeindex 15,0 kWh/Nm ) können Tabelle 3.14 entnommen werden.

In Tabelle 3.15 werden die Gesamtkosten der Verfahrenskette zur Biogasaufbereitung auf Erdgas-H-Qualität mit Hilfe der Druckwasserwäsche betrachtet. Eine optionale Nachent-schwefelung mit Aktivkohle (bei H2S-Stoßbelastungen empfehlenswert, in Kapitel 2.3.2 näher beschrieben) findet hierbei keine Beachtung.

Die Tabelle 3.16 und Tabelle 3.17 enthalten jeweils eine Darstellung über die gesamten an-fallenden Kosten, um Biogas auf Erdgas-H-Qualität ohne Zugabe von Flüssiggas aufzuberei-ten. Die Übersicht in Tabelle 3.16 bezieht sich sich auf eine CO2-Abtrennung mit dem Ver-fahren der Druckwechseladsorption (PSA) und Tabelle 3.17 auf eine Biogasaufbereitung über eine Druckwasserwäsche (DWW). Die Produktgasqualität ist bei beiden Aufbereitungs-pfaden nahezu identisch und weist nach der Aufbereitung sowohl über PSA als auch über DWW folgende brenntechnischen Kenndaten auf: Hs,n 10,7 kWh/Nm , Hi,n 9,63 kWh/Nm , Ws,n 13,93 kWh/Nm , relative Dichte d von 0,59. Allerdings unterscheiden sich die Produkt-gasmengen aufgrund unterschiedlich hoher Methanverluste (DWW 2 %, PSA 5 %) bei der CO2-Abtrennung.

Bei der Biogasaufbereitung auf Erdgas-L-Qualität (Tabelle 3.18 und Tabelle 3.19) mittels Druckwechseladsorption bzw. Druckwasserwäsche wird grundsätzlich die gleiche Verfah-renskette wie bei der Aufbereitung auf Erdgas-H-Qualität angewandt. Eine Brennwertanhe-bung mit Flüssiggas entfällt; stattdessen wird dem gereinigten Gasstrom Luft zugegeben. Das Produktgas hat einen Wobbeindex WS,n von 12,40 kWh/Nm .

Tabelle 3.20 enthält die zusammengefassten Kosten, die bei der Biogasaufbereitung auf Zusatzgas-Qualität (keine CO2-Abtrennung) entstehen.

In den Tabellen 3.21, 3.22 und 3.23 werden die Investitionskosten und laufenden Ausgaben sowie die spezifischen Kosten für alle Modellfälle und alle Aufbereitungspfade übersichtlich in jeweils einer Tabelle zusammengefasst.

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Tabelle 3.14: Gesamtkostenübersicht Modellfall 1 (BG-N-PSA-H-I): Erdgas-H mit LPG-Zugabe


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h


a) Biogaserzeugung, Substrataufbereitung, Substratlagerung

[EUR] 358.970 1.120.900 2.180.250

b) Grobentschwefelung [EUR] 10.000 159.000 159.000

c) Druckwechseladsorptionsanlage [EUR] 490.000 605.000 801.500

d) LPG-Zugabe [EUR] 1.350 13.390 22.470

e) Baunebenkosten u. Planungsleistungen [EUR] 64.420 91.110 109.500



[EUR/a] 90.110 421.410 837.620

davon Substratbereitstellung [EUR/a] 74.250 371.250 742.500

davon Substrataufbereitung und Lagerung [EUR/a] 6.860 27.460 54.920

davon Betriebsmittel und Sonstiges [EUR/a] 9.000 22.700 40.200

b) Grobentschwefelung [EUR/a] 7.020 3.950 7.890


davon Betriebsmittel [EUR/a] 6.840 1.550 3.090

c) Druckwechseladsorption (mit Verdichter, Feinentschwefelung u. Gastrocknung)

[EUR/a] 11.000 53.400 100.000

davon Strom [EUR/a] 9.400 45.400 84.000

davon Betriebsmittel (Aktivkohle, sonstiges) [EUR/a] 1.600 8.000 16.000

d) LPG-Zugabe [EUR/a] 25.420 124.970 238.530

davon Flüssiggas [EUR/a] 25.336 120.710 226.170


davon Sonstiges [EUR/a] 84 420 840

e) Wartungs- und Instandhaltungskosten [EUR/a] 15.060 27.260 41.120

f) Personalkosten [EUR/a] 50.700 102.500 155.480

g) Kapitalkosten [EUR/a] 86.000 169.210 266.000



a) Kosten je Nm3 Rohgas [ct/Nm3] 71,33 45,13 41,17

b) Kosten je Nm3 Methanäquivalent [ct/Nm3] 134,58 85,16 77,67

c) Kosten je kWh Methan [ct/kWh] 13,46 8,52 7,77

5. Spezifische Kosten (Bezug Produktgas) [Nm /h] 29 145 289

a) Variable Kosten je Nm3 Produktgas [ct/Nm3] 123,40 78,03 71,20


c) Variable Kosten je kWh [ct/kWh] 11,11 7,02 6,41

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Tabelle 3.15: Gesamtkostenübersicht Modellfall 1 (BG-N-DWW-H-I): Erdgas-H mit LPG-Zugabe


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h

1. Investitionskosten [EUR] 1.064.030 1.994.780 3.144.070


[EUR] 358.970 1.120.900 2.180.250

b) Druckwasserwäsche (inkl. Verdichter, Einhausung, Biofilter und Gastrocknung

[EUR] 626.600 768.600 842.100

c) Flüssiggas-Zugabe [EUR] 1.350 13.390 22.470

d) Baunebenkosten u. Planungsleistungen [EUR] 77.110 91.890 99.250



[EUR/a] 90.110 421.410 837.620




b) Druckwasserwäsche [EUR/a] 25.720 64.960 133.000

davon Strom [EUR/a] 21.120 58.560 124.800

davon Wasser und Sonstiges [EUR/a] 4.600 6.400 8.200

c) Flüssiggas-Zugabe [EUR/a] 25.690 126.220 243.750

davon Betriebsmittel Propan [EUR/a] 25.606 121.960 228.390


davon Sonstiges [EUR/a] 84 420 840



f) Kapitalkosten [EUR/a] 100.350 169.770 252.740










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Tabelle 3.16: Gesamtkostenübersicht Modellfall 2 (BG-N-PSA-H-II): Erdgas-H (ohne LPG-Zugabe)


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h



[EUR] 358.970 1.120.900 2.180.250






[EUR/a] 90.110 421.410 837.620








[EUR/a] 11.000 53.400 100.000

davon Strom [EUR/a] 9.400 45.400 84.000










5. Spezifische Kosten (Bezug Produktgas) [Nm /h] 26 131 261,5




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Tabelle 3.17: Gesamtkostenübersicht Modellfall 2 (BG-N-DWW-H-II): Erdgas-H (ohne LPG-Zugabe)


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h



[EUR] 358.970 1.120.900 2.180.250


[EUR] 626.600 768.600 842.100

c) Baunebenkosten u. Planungsleistungen [EUR] 76.950 90.300 96.900



[EUR/a] 90.110 421.410 837.620





davon Strom [EUR/a] 21.120 58.560 124.800


c) Wartungs- und Instandhaltungskosten [EUR/a] 17.680 27.090 38.140

d) Personalkosten [EUR/a] 54.640 102.210 151.060

e) Kapitalkosten [EUR/a] 100.190 168.230 250.180






5. Spezifische Kosten (Bezug Produktgas) [Nm /h] 27 134,5 269,5




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Tabelle 3.18: Gesamtkostenübersicht Modellfall 3 (BG-N-PSA-L): Erdgas-L


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h



[EUR] 358.970 1.120.900 2.180.250



d) Luft-Zugabe [EUR] 2.100 3.800 6.700

e) Baunebenkosten u. Planungsleistungen [EUR] 64.500 90.200 108.000



[EUR/a] 90.110 421.410 837.620








[EUR/a] 11.000 53.400 100.000

davon Strom [EUR/a] 9.400 45.400 84.000


d) Luft-Zugabe (Strom, Filteraustausch) [EUR/a] 290 1.440 2.880

e) Wartungs- und Instandhaltungskosten [EUR/a] 15.070 27.060 40.750

f) Personalkosten [EUR/a] 50.710 102.200 154.960

g) Kapitalkosten [EUR/a] 86.100 168.130 264.200










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Tabelle 3.19: Gesamtkostenübersicht für Modellfall 3 (BG-N-DWW-L): Erdgas-L mittels DWW


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h



[EUR] 358.970 1.120.900 2.180.250


[EUR] 626.600 768.600 842.100

c) Luft-Zugabe [EUR] 2.100 3.800 6.700




[EUR/a] 90.110 421.410 837.620





davon Strom [EUR/a] 21.120 58.560 124.800


c) Luft-Zugabe (Strom, Filteraustausch) [EUR/a] 290 1.440 2.880













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Tabelle 3.20: Gesamtkostenübersicht für Modellfall 4 (BG-N-Z): Zusatzgas (Teilaufbereitung)


50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h



[EUR] 358.970 1.120.900 2.180.250

b) Grobentschwefelung (Sulfidfällung/Tropfkörperanlage)

[EUR] 10.000 89.480 101.720

c) Feinentschwefelung (Aktivkohle) [EUR] 16.000 16.000 16.000

d) Gastrocknung (PSA) [EUR] 13.500 18.500 20.500

e) Biogasverdichtung [EUR] 22.000 57.000 92.500

f) Baunebenkosten u. Planungsleistungen [EUR] 11.280 27.520 33.630



90.110 421.410 837.620

Substratbereitstellung [EUR/a] 74.250 371.250 742.500

Substrataufbereitung und Lagerung [EUR/a] 6.860 27.460 54.920

Betriebsmittel und Sonstiges [EUR/a] 9.000 22.700 40.200


Strom [EUR/a] 180 1.920 2.880

Betriebsmittel, Wasser und Sonstiges [EUR/a] 6.840 5.820 11.640

c) Feinentschwefelung [EUR/a] 2.850 12.500 24.200

Aktivkohle [EUR/a] 1.600 7.500 14.200

Servicepauschale [EUR/a] 1.250 5.000 10.000

d) Gastrocknung (PSA) [EUR/a] 1.060 3.930 8.740

e) Biogasverdichtung (Strom) [EUR/a] 3.840 18.240 35.520

f) Wartungs- und Instandhaltungskosten [EUR/a] 5.820 14.750 25.300

g) Personalkosten 36.850 83.700 131.780

h) Kapitalkosten [EUR/a] 35.250 101.230 180.720






5. Spezifische Kosten (Bezug Produktgas) Nm /h 48,5 254 509




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Tabelle 3.21: Zusammenfassende Kostenübersicht: Investitionskosten und laufende Kosten über alle Modell-fälle der Biogasaufbereitung (NaWaRo-Biogasanlage)

Rohbiogas - Volumenstrom Investitionskosten und

Jährliche Kosten 50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h

Modellfall 1 (BG-N-PSA-H-I): Erdgas-H mit LPG – Aufbereitung mit PSA

Investitionskosten in 924.740 1.989.400 3.272.720

Jährliche Kosten in /a 285.310 902.700 1.646.640

Modellfall 1 (BG-N-DWW-H-I): Erdgas-H mit LPG – Aufbereitung mit DWW

Investitionskosten in 1.064.030 1.994.780 3.144.070


Modellfall 2 (BG-N-PSA-H-II): Erdgas-H ohne LPG – Aufbereitung mit PSA



Modellfall 2 (BG-N-DWW-H-II): Erdgas-H ohne LPG – Aufbereitung mit DWW



Modellfall 3 (BG-N-PSA-L): Erdgas-L – Aufbereitung mit PSA



Modellfall 3 (BG-N-DWW-L): Erdgas-L – Aufbereitung mit DWW



Modellfall 4 (BG-N-Z): Zusatzgas



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Tabelle 3.22: Zusammenfassende Kostenübersicht: Spezifische Kosten über alle Modellfälle der Biogasauf-bereitung (NaWaRo-Biogasanlage)

Rohbiogas - Volumenstrom Spezifische Erzeugungs- und Auf-

bereitungskosten (Bezug Rohgas aus Na-WaRo-Biogasanlage) 50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h

Modellfall 1 (BG-N-PSA-H-I): Erdgas-H mit LPG – Aufbereitung mit PSA

spez. Kosten in ct/Nm Rohgas 71,33 45,13 41,17

spez. Kosten in ct/Nm Methanäquivalent 134,58 85,16 77,67

spez. Kosten in kWh Methan 13,46 8,52 7,77

Modellfall 1 (BG-N-DWW-H-I): Erdgas-H mit LPG – Aufbereitung mit DWW




Modellfall 2 (BG-N-PSA-H-II): Erdgas-H ohne LPG – Aufbereitung mit PSA




Modellfall 2 (BG-N-DWW-H-II): Erdgas-H ohne LPG – Aufbereitung mit DWW




Modellfall 3 (BG-N-PSA-L): Erdgas-L – Aufbereitung mit PSA




Modellfall 3 (BG-N-DWW-L): Erdgas-L – Aufbereitung mit DWW




Modellfall 4 (BG-N-Z): Zusatzgas




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Tabelle 3.23: Zusammenfassende Kostenübersicht: Spezifische Kosten über alle Modellfälle der Biogasauf-bereitung (NaWaRo-Biogasanlage)

Spezifische Erzeugungs- und Auf-

bereitungskosten (Bezug Produktgas, NaWaRo-Biogasanlage)

Produktgas – Volumenstrom spez. Kosten in ct/Nm bzw. kWh

Modellfall 1 (BG-N-PSA-H-I):

Erdgas-H mit LPG 29 Nm /h 145 Nm /h 289 Nm /h

spez. Kosten in ct/Nm Produktgas 123,40 78,03 71,20


spez. Kosten in kWh 11,11 7,02 6,41

Modellfall 1 (BG-N-DWW-H-I): Erdgas-H mit LPG

31 Nm /h 149 Nm /h 298 Nm /h




Modellfall 2 (BG-N-PSA-H-II):

Erdgas-H ohne LPG 26 Nm /h 131 Nm /h 261,5 Nm /h




Modellfall 2 (BG-N-DWW-H-II): Erdgas-H ohne LPG

27 Nm /h 134,5 Nm /h 269,5 Nm /h




Modellfall 3 (BG-N-PSA-L): Erdgas-L 28 Nm /h 142 Nm /h 283 Nm /h




Modellfall 3 (BG-N-DWW-L): Erdgas-L 29 Nm /h 146 Nm /h 292 Nm /h




Modellfall 4 (BG-N-Z): Zusatzgas 48,5 Nm /h 254 Nm /h 509 Nm /h




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8,52

11,11

7,02

6,41

14,82

8,61

6,82

6,20

7,77

13,46

7,80

11,29

0

2

4

6

8

10

12

14

16

50 250 500

Biogasanlagendurchsatz in Nm_/h

spe

z. A

ufb

ere

itun

gsk

ost

en

in

ct

je e

ing

esp

eis

te k

Wh

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

Bezug Rohbiogas

Bezug Produktgas

Erdgas-H Einspeisegasqualität (BG-N-H-I)

(mit Flüssiggaszumischung, W S,n 15 kWh/Nm_)

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

NaWaRo-Anlage

Abbildung 3.1: Spezifische Aufbereitungskosten für Erdgas-H mit Brennwertanpassung (Flüssiggaszugabe)

in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Verfahrens

12,25

6,62

12,96

6,976,65

13,85

6,787,32

7,687,40

13,60

7,56

0

2

4

6

8

10

12

14

16

50 250 500


spe

z. A

ufb

ere

itun

gsk

ost

en

in

ct

je e

ing

esp

eis

te k

Wh

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

Bezug Rohbiogas

Bezug Produktgas

Erdgas-H Einspeisegasqualität (BG-N-H-II)

(ohne Flüssiggaszumischung, W S,n 13,9 kWh/Nm_)

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

NaWaRo-Anlage

Abbildung 3.2: Spezifische Aufbereitungskosten für Erdgas-H ohne Brennwertanpassung in Abhängigkeit der

Anlagengröße und des Verfahrens

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12,28

6,646,99

6,67

13,98

6,797,34

7,72

12,92

7,42

13,63

7,55

0

2

4

6

8

10

12

14

16

50 250 500


spe

z. A

ufb

ere

itu

ng

sko

ste

n i

n c

t je

ein

ge

spe

iste

kW

h

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

Bezug Rohbiogas

Bezug Produktgas

Erdgas-L Einspeisegasqualität (BG-N-L)

(mit Luftzumischung, W S,n 12,4 kWh/Nm_)

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

NaWaRo-Anlage

Abbildung 3.3: Spezifische Aufbereitungskosten für Erdgas-L mit Brennwertanpassung (Luftzugabe)

in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Verfahrens

6,26 6,275,94

8,62

5,93

8,60

0

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

50 250 500


spe

z. A

ufb

ere

itu

ng

sko

ste

n i

n c

t je

ein

ge

spe

iste

kW

h

Bezug Rohbiogas

Bezug ProduktgasZusatzgas-Einspeisegasqualität (BG-N-Z)

(WS,n 6,10 bzw. 5,74 kWh/Nm_)

NaWaRo-Anlage

Abbildung 3.4: Spezifische Aufbereitungskosten für Zusatzgas in Abhängigkeit der Anlagengröße

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0

2

4

6

8

10

12

14Kapitalkosten

Personalkosten

Instandhaltungs- und Wartungskosten

Gasaufbereitung - Betriebsmittel, Sonstiges

Gasreinigung - LPG-Zugabe

Gasreinigung - Strom

BGA - Betriebsmittel, Sonstiges

BGA - Substratkosten

50 250 500 50 250 500 50 250 500 50 250 500Biogasanlagengröße in Nm_/h

Erdgas-L

Modellfall 3 (BG-N-L)Erdgas-H (ohne LPG)

Modellfall 2 (BG-N-H-II)Erdgas-H (mit LPG)

Modellfall 1 (BG-N-H-I)Zusatzgas

Modellfall 4 (BG-N-Z)

14,0

7,6

6,8

13,9

7,6

6,8 6,8

6,2

11,3

6,35,9

8,6

Abbildung 3.5: Kostenübersicht über alle Modellfälle (spezifische Kosten in ct/kWh, Bezug Produktgas) eines ausgewählten Erzeugungs- und Aufberei-

tungspfades (NaWaRo-Biogasanlage, CO2-Abtrennung mit Druckwasserwäsche)

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Im direkten Vergleich der absoluten Investitionskosten der jeweiligen Aufbereitungspfade in Tabelle 3.21 wird die Abhängigkeit der Investitionskosten von der Biogasanlagengröße sichtbar: je höher der Gasdurchsatz, desto günstiger die spezifischen Investitionskosten bzw. Kapitalkosten. Innerhalb eines Aufbereitungspfades (z. B. DWW) sind die Unterschiede zwi-schen den einzelnen Einspeisegasqualitäten (Modellfälle 1 bis 3, Erdgas-H bis Erdgas-L), abgesehen vom Modellfall Zusatzgas, eher unerheblich. Der mit Abstand günstigste Modell-fall ist der Modellfall 4 – Zusatzgas. Allerdings ist eine Biogasteilaufbereitung zu Zusatzgas nur unter bestimmten Randbedingungen sinnvoll (siehe Kapitel 2.1.2).

Bei einem Vergleich der laufenden Kosten innerhalb eines Aufbereitungspfades (z. B. DWW) können zwei Sprünge identifiziert werden: die mit Abstand höchsten Betriebskosten entste-hen (aufgrund der Flüssiggaszugabe) bei Modellfall 1, gefolgt von den Modellfällen 2 und 3 (Erdgas-H ohne Flüssiggaszugabe bzw. Erdgas-L) mit nahezu gleich hohen laufenden Kos-ten. Die geringsten absoluten Betriebskosten fallen bei einer Zusatzgasaufbereitung (Modell-fall 4) an. Die Gasaufbereitungskette der Modellfälle 2 und 3 ist, von der Luftzugabe in Mo-dellfall 3 abgesehen, identisch.

Ein Vergleich der absoluten Investitionskosten zwischen den einzelnen Aufbereitungspfaden (DWW vs. PSA) zeigt, dass eine Biogasaufbereitung mit PSA bei kleinen Biogasanlagen (50 Nm /h) günstiger ist, bei mittleren Biogasanlagen (250 Nm /h) eine Biogasaufbereitung unge-fähr gleich teuer und bei großen Biogasanlagen (500 Nm /h) eine Biogasaufbereitung mittels DWW günstiger ist.

Die eben gemachten Aussagen sind in Tabelle 3.22 ebenfalls gut zu erkennen. Die starke Kostendegression mit zunehmender Biogasanlagengröße ist darin besonders gut sichtbar. Eine Aufbereitung geringer Biogasmengen (50 Nm /h) führt im Vergleich zu mittleren bzw. großen Biogasmengen (250 bzw. 500 Nm /h) zu exorbitant hohen Kosten. Zwischen der mitt-leren und der großen Biogasanlagengröße ist nur noch eine geringe Kostendegression zu verzeichnen, weshalb vermutet werden muss, dass mit einer weiteren Vergrößerung der Biogasanlagenkapazität (deutlich größer 500 Nm /h) keine erheblichen Kosteneinsparungen mehr erreicht werden können. Hier sollte man sich auch bewusst machen, dass eine Bio-gasanlage mit einem Biogasdurchsatz von 500 Nm /h einen enormen Viehbestand (ca. 6.300 GVE und 267 ha NaWaRo-Anbaufläche, Gülle-BGA) bzw. einen sehr hohen landwirt-schaftlichen Flächenbedarf (580 ha und 160 GVE, NaWaRo-BGA) nach sich zieht. Größere Biogasanlagen werden daher eher Ausnahmefälle bleiben.

Ein Vergleich zwischen Tabelle 3.2 (spezifische Kosten der Rohbiogaserzeugung aus Na-WaRo-Substraten) und Tabelle 3.22 (spezifische Kosten der Biogasaufbereitung auf Erd-gasqualität) zeigt, dass im Vergleich zu den Substratkosten die Kosten für eine Gasaufberei-tung bei mittleren bis großen Biogasanlagen eher gering sind (Anteil Gasaufbereitung zwi-schen 10 und 30 % an den gesamten spezifischen Kosten).

Im Unterschied zu Tabelle 3.22 werden in Tabelle 3.23 die spezifischen Aufbereitungskosten auf die Produktgasmenge des jeweiligen Aufbereitungspfades bezogen. Der Bezug auf die Produktgasmenge ist von maßgeblicher Bedeutung, da bei einer Biogaseinspeisung die ein-gespeiste Energiemenge relevant ist. Des Weiteren werden durch den Bezug auf die Pro-duktgasmenge auch die Methanverluste bei der Biogasaufbereitung (CO2-Abtrennung, PSA ca. 5 %, DWW ca. 2 %) und die Einflüsse einer Brennwertanpassung mit Flüssiggas oder Luft sichtbar.

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Die spezifischen Aufbereitungskosten im Modellfall 1 (Erdgas-H mit LPG-Zugabe, BG-N-H-I) sind verglichen mit den Aufbereitungskosten im Modellfall 2 (Erdgas-H ohne LPG-Zugabe, BG-N-H-II) niedriger, da die Zugabe sehr heizwertreichen Flüssiggases weniger Kosten (be-zogen auf den Energiegehalt des Produktgases) verursacht.

Die Biogasaufbereitung auf Erdgas-L-Qualität (Modellfall 3, BG-N-L) erscheint in Tabelle 3.23 genauso teuer bzw. leicht teurer als eine Biogasaufbereitug zu Erdgas-H (Modellfall 2, BG-N-H-II). Dazu ist zu bemerken, dass hier im Rahmen dieser Studie der vermutlich gerin-gere Aufwand bei der CO2-Abtrennung (bei der Biogasaufbereitung zu Erdgas-L) nicht mone-tarisiert werden kann (siehe Kapitel 3.3.2); also der gleiche Aufwand wie in Modellfall 2 zu-züglich einer Luftzugabe bilanziert werden musste. Es ist anzunehmen, dass im realen Fall einer Biogasaufbereitung zu Erdgas-L ähnliche spezifische Kosten errechnet werden können wie in Modellfall 1 (Erdgas-H mit LPG-Zugabe, BG-N-H-I).

Die bereits in Tabelle 3.22 identifizierten Trends treten in Tabelle 3.23 nochmals deutlicher hervor. Mit zunehmender Anlagengröße nehmen die spezifischen Kosten stark ab. Aufgrund der Methanverluste bei der CO2-Abtrennung mittels PSA-Verfahren ist eine Biogasaufberei-tung über Druckwasserwäsche (DWW) bereits ab Biogasanlagengrößen von mehr als 250 Nm /h günstiger.

Eine Biogasaufbereitung mittels Druckwasserwäsche (DWW) ist deshalb für mittlere und große Biogasanlagen (250 – 500 Nm /h) der bezugte Aufbereitungspfad. Abgesehen davon ist das Verfahren der Druckwasserwäsche auch technisch einfacher und flexibler als das PSA-Verfahren.

Der Vergleich der spezifischen Aufbereitungskosten zwischen den Modellfällen 1 bis 4 zeigt, dass bei kleinen Biogasanlagen (50 Nm /h) die Biogasaufbereitung zu Zusatzgas (Modellfall 4) deutlich (23-38 %) günstiger ist als eine Biogasaufbereitung zu Erdgas H oder L (Modelfäl-le 1 bis 3); der Vorteil sich bei großen Biogasanlagen (500 Nm /h) aber stark relativiert (Zu-satzgas 4-15 % günstiger als Erdgas-H bzw. L). Eine Biogas-Teilaufbereitung auf Zusatz-gasqualität ist also eher nur für kleine Biogasanlagen sinnvoll.

Der Abbildung 3.5 können die einzelnen Anteile der Biomassekosten, Kapitalkosten, Gas-aufbereitungskosten etc. an den spezifischen Geamtaufbereitungskosten entnommen wer-den. Hier wird deutlich, dass die mit Abstand größte Einzelposition überwiegend die Kosten für die Biomasse selbst (Maissilage) darstellt. Bei den kleinsten Biogasanlagen überwiegen allerdings die Kapital- und Personalkosten. Dieser Sachverhalt lässt darauf schließen, dass Biogasanlagen mit 50 Nm /h Gasproduktion noch weit entfernt von einer optimalen Anlagen-größe entfernt sind. Im Vergleich zu den Biomassekosten sind die Kosten für die Biogasauf-bereitung (Betriebsmittel, Strom etc.) eher von untergeordneter Bedeutung.

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3.5 Gesamtkostenübersicht nach Aufbereitungsverfahren und Einspeisegas-

qualitäten für Gülle-Biogasanlagen

In Tabelle 3.24 und Tabelle 3.25 werden die absoluten Investitions- und Betriebskosten so-wie die spezifischen Kosten (Bezug Produktgas einschließlich Aufbereitungsverluste und einer etwaigen Brennwertanpassung) einer Referenz-Gülle-Biogasanlage (siehe auch Kapi-tel 3.2.1, Tabelle 3.1) einschliesslich Gasaufbereitung zusammenfassend Kapitel 3.4 gegen-übergestellt.

Tabelle 3.24: Zusammenfassende Kostenübersicht: Investitionskosten und laufende Kosten über alle Modell-fälle der Biogasaufbereitung (Gülle-Biogasanlage)

Rohbiogas - Volumenstrom Investitionskosten und Jährliche Kosten

50 Nm3/h 250 Nm3/h 500 Nm3/h

Modellfall 1 (BG-G-PSA-H-I): Erdgas-H mit LPG – Aufbereitung mit PSA



Modellfall 1 (BG-G-DWW-H-I): Erdgas-H mit LPG – Aufbereitung mit DWW



Modellfall 2 (BG-G-PSA-H-II): Erdgas-H ohne LPG – Aufbereitung mit PSA



Modellfall 2 (BG-G-DWW-H-II): Erdgas-H ohne LPG – Aufbereitung mit DWW



Modellfall 3 (BG-G-PSA-L): Erdgas-L – Aufbereitung mit PSA



Modellfall 3 (BG-G-DWW-L): Erdgas-L – Aufbereitung mit DWW



Modellfall 4 (BG-G-Z): Zusatzgas


Jährliche Kosten in /a 141.230 468.060 879.100

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Tabelle 3.25: Zusammenfassende Kostenübersicht: Spezifische Kosten über alle Modellfälle der Biogasauf-bereitung (Gülle-Biogasanlage)

Spezifische Erzeugungs- u. Aufbereitungs-kosten (Bezug Produktgas, Gülle-BGA)

Produktgas-Volumenstrom spez. Kosten in ct/Nm bzw. ct/kWh

Modellfall 1 (BG-G-PSA-H-I): Erdgas-H mit LPG

30,5 152,5 305




Modellfall 1 (BG-G-DWW-H-I): Erdgas-H mit LPG

31,4 157 314




Modellfall 2 (BG-G-PSA-H-II): Erdgas-H ohne LPG

28,0 139,4 279,0




Modellfall 2 (BG-G-DWW-H-II): Erdgas-H mit LPG

28,7 143,6 287,3




Modellfall 3 (BG-G-PSA-L): Erdgas-L 30,3 151,5 303




Modellfall 3 (BG-G-DWW-L): Erdgas-L 31,3 156,5 313




Modellfall 4 (BG-G-Z): Zusatzgas 48,4 254,3 508,5




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10,63

6,15

8,94

5,17

4,64

11,90

6,23

9,74

5,10

4,54

5,51 5,54

0

2

4

6

8

10

12

14

50 250 500


spe

z. A

ufb

ere

itun

gsk

ost

en

in

ct

je e

ing

esp

eis

te k

Wh

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

Bezug Rohbiogas

Bezug Produktgas

Erdgas-H Einspeisegasqualität (BG-G-H-I)

(mit Flüssiggaszumischung, W S,n 15 kWh/Nm_)

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

Gülleanlage

Abbildung 3.6: Spezifische Aufbereitungskosten (Gülle-Biogasanlage) für Erdgas-H mit Brennwertanpassung

(Flüssiggaszugabe) in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Gasaufbereitungsverfahrens

5,09

4,50

10,06

4,74

10,82

5,16

4,52

11,09

5,29

4,63

9,57

5,37

0

2

4

6

8

10

12

50 250 500


spe

z. A

ufb

ere

itun

gsk

ost

en

in

ct

je e

ing

esp

eis

te k

Wh

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

Bezug Rohbiogas

Bezug Produktgas

Erdgas-H Einspeisegasqualität (BG-G-H-II)

(ohne Flüssiggaszumischung, W S,n 14 kWh/Nm_)

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

Gülleanlage

Abbildung 3.7: Spezifische Aufbereitungskosten (Gülle-Biogasanlage) für Erdgas-H ohne Brennwertanpassung

in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Gasaufbereitungsverfahrens

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5,11

4,51

5,40

4,77

10,85

5,18

4,54

11,10

5,30

4,64

9,59

10,14

0

2

4

6

8

10

12

50 250 500


spe

z. A

ufb

ere

itun

gsk

ost

en

in

ct

je e

ing

esp

eis

te k

Wh

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

Bezug Rohbiogas

Bezug Produktgas

Erdgas-L Einspeisegasqualität (BG-G-L)

(mit Luftzumischung, W S,n 12,4 kWh/Nm_)

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

PS

A

PS

A

DW

W

DW

W

Gülleanlage

Abbildung 3.8: Spezifische Aufbereitungskosten (Gülle-Biogasanlage) für Erdgas-L mit Brennwertanpassung

(Luftzugabe) in Abhängigkeit der Anlagengröße und des Gasaufbereitungsverfahrens

6,19

4,11

3,86

6,20

4,12

3,87

0

1

2

3

4

5

6

7

50 250 500


spe

z. A

ufb

ere

itun

gsk

ost

en

in

ct

je e

ing

esp

eis

te k

Wh

Bezug Rohbiogas

Bezug Produktgas

Zusatzgas-Einspeisegasqualität (BG-G-Z)

(W S,n 6,27 bzw. 6,66 kWh/Nm_)

Gülleanlage

Abbildung 3.9: Spezifische Aufbereitungskosten (Gülle-Biogasanlage) für Zusatzgas in Abhängigkeit

der Anlagengröße

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0

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12Kapitalkosten

Personalkosten

Instandhaltungs- und Wartungskosten

Gasaufbereitung - Betriebsmittel, Sonstiges

Gasreinigung - LPG-Zugabe

Gasreinigung - Strom

BGA - Betriebsmittel, Sonstiges


50 250 500 50 250 500 50 250 500 50 250 500Biogasanlagengröße in Nm_/h

Erdgas-L

Modellfall 3 (BG-G-L)Erdgas-H (ohne LPG)

Modellfall 2 (BG-G-H-II)Erdgas-H (mit LPG)

Modellfall 1 (BG-G-H-I)Zusatzgas

Modellfall 4 (BG-G-Z)

11,1

5,3

4,6

11,1

5,3

4,6

5,1

4,5

9,7

4,13,9

6,2

Abbildung 3.10: Kostenübersicht über alle Modellfälle (spezifische Kosten in ct/kWh, Bezug Produktgas) eines ausgewählten Erzeugungs- und Aufberei-

tungspfades (Gülle-Biogasanlage, CO2-Abtrennung mit Druckwasserwäsche)

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Es ist sofort erkennbar, dass die Kosten einer Biogaserzeugung und Aufbereitung der Refe-renz-Gülle-Biogasanlagen (Substratzusammensetzung 90 % Gülle, 10 % Maissilage) im Vergleich zu den Erzeugungs- und Aufbereitungskosten in Kapitel 3.4 (NaWaRo-Biogasanlage) deutlich geringer sind. Die niedrigeren spezifischen Kosten erklären sich zum Einen durch den deutlich höheren Methangehalt des Rohbiogases (57 % Methananteil statt 53 % bei NaWaRo-BGA) und zum Anderen aus den erheblich geringeren Substratkosten.

Grundsätzlich sind hier die gleichen Trends (wie in Kapitel 3.4 beschrieben) erkennbar. Mit zunehmender Biogasanlagengrößer sinken die spezifischen Kosten erheblich, wobei die größte Kostendegression zwischen der kleinsten und der mittleren Anlagengröße (50 und 250 Nm /h) auftritt. Mit abnehmender Produktgasqualität sinken auch die absoluten und spe-zifischen Kosten. Der mit Abstand günstigste Modellfall ist auch hier der Modellfall 4 – Zu-satzgas.

Aufgrund der Methanverluste bei der CO2-Abtrennung mittels PSA-Verfahren ist eine Bio-gasaufbereitung über Druckwasserwäsche (DWW) bereits ab Biogasanlagengrößen von mehr als 250 Nm /h günstiger.

Der Vergleich der spezifischen Aufbereitungskosten zwischen den Modellfällen 1 bis 4 zeigt, dass bei kleinen Biogasanlagen (50 Nm /h) die Biogasaufbereitung zu Zusatzgas (Modellfall 4) deutlich (31-44 %) günstiger ist als eine Biogasaufbereitung zu Erdgas H oder L (Modelfäl-le 1 bis 3). Allerdings ist es im Gegensatz zu NaWaRo-Biogasanlagen immer noch vorteil-haft, auch bei großen Biogasanlagen das Rohbiogas nur teilweise aufzubereiten (Zusatzgas, Modellfall 4), wenn eine Zusatzgaseinspeisung möglich ist. Auch bei großen Gülle-Biogas-anlagen ist die Teilaufbereitung noch ca. 15-19 % günstiger als eine Aufbereitung auf Erd-gas-Qualität (Austauschgasqualität).

Der Abbildung 3.10 können die einzelnen Anteile der Biomassekosten, Kapitalkosten, Gas-aufbereitungskosten etc. an den spezifischen Gesamtaufbereitungskosten entnommen wer-den. Hier wird deutlich, dass nur noch bei mittleren bis großen Biogasanlagen die Substrat-kosten die größte Einzelposition darstellen; bei kleinen Biogasanlagen machen die Kapital- und die Personalkosten die größten Einzelpositionen aus.

Dieser Sachverhalt lässt darauf schließen, dass Gülle-Biogasanlagen mit 50 Nm /h Gaspro-duktion noch weiter von einer optimalen Anlagengröße entfernt sind als kleine NaWaRo-Biogasanlagen.

In Abbildung 3.11 werden spezifischen Aufbereitungskosten von NaWaRo-Biogasanlagen (Abbildung 3.5) den spezifischen Aufbereitungskosten von Gülle-Biogasanlagen (Abbildung 3.10) direkt gegenübergestellt. Der hauptsächliche Unterschied besteht in den verschiede-nen Substratkosten, die beispielsweise bei Biogasanlagen mit einem Durchsatz von 500 Nm /h (Modellfall 1, Erdgas-H mit LPG-Zugabe) 1,29 und 2,78 ct/kWh – also mehr als 100 % Unterschied – ausmachen. Des Weiteren spielt aber auch die Rohbiogasqualität eine wichtige Rolle: je besser die Rohbiogasqualität, desto geringer sind die Aufbereitungskosten (z. B. weniger Flüssiggasbeimischung notwendig).

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0

2

4

6

8

10

12

14Kapitalkosten

Personalkosten

Installations- u. Wartungskosten

Gasaufbereitung - Betriebshilfsmittel, sonstiges

Gasaufbereitung - LPG-Zugabe

Gasaufbereitung - Strom

BGA - Betriebsmittel, sonstiges


EG-H ohne LPG und EG-L EG-H mit LPG Zusatzgas

250 m_/h

Mais Gülle

50 m_/h 500 m_/h 250 m_/h50 m_/h 500 m_/h 250 m_/h50 m_/h 500 m_/h

5,3

13,9

11,1

7,6

6,8 6,9

9,7

11,7

4,6

8,8

4,5

6,2

5,1

4,0

6,0

4,2

6,4 6,4

Mais Gülle Mais Gülle Mais Gülle Mais Gülle Mais Gülle Mais Gülle Mais Gülle Mais Gülle

Abbildung 3.11: Vergleichende Kostenübersicht über alle Modellfälle (spezifische Kosten in ct/kWh, Bezug Produktgas) aller Erzeugungs- (Gülle- und

NaWaRo-Biogasanlage) und eines Aufbereitungspfades (CO2-Abtrennung mit Druckwasserwäsche)

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3.6 Kosten der Synthesegasaufbereitung zu Austausch- bzw. Zusatzgas

Bis dato ist noch keine Biomassevergasungsanlage mit angeschlossener Synthesegasaufbe-reitung zu Erdgasqualität gebaut worden; dieses Konzept wird jedoch in Fachkreisen zu-nehmend diskutiert und erforscht. So entwickeln derzeit ECN (Niederlande) und das PSI (Schweiz) Konzepte und Verfahren zur Methanisierung von Synthesegasen. Besonderes Augenmerk wird dabei auf die eigentliche Methanisierungsstufe gelegt.

Aufgrund dessen kann zur Berechnung der Investitions- und Betriebskosten eines FICFBG-Biomasse-Vergasers mit nachgeschalteter Synthesegasaufbereitung auf keine real gebaute Anlage oder Verfahren zurückgegriffen werden. Alle nachfolgenden Kostenschätzungen ba-sieren daher auf eigenen Kostenschätzungen bzw. Berechnungen und – soweit möglich für übliche und marktverfügbare Verfahrensschritte – auf vergleichbaren Angeboten.

Die Baunebenkosten (öffentliche Erschließung, Außenanlagen, Bauwerksgründung etc.) und Kosten für Planungsleistungen oder Bauüberwachung werden anteilig (nur Gasaufbereitung, vergleiche auch Kapitel 3.2.2) pauschal mit 8,74 % (bzw. mit 10,3 % bei den Modellfällen 8b und 9b) der Investitionskosten abgeschätzt. Dabei wird unterstellt, dass wesentliche Baune-benkosten der Gesamtanlage bereits in den Investitionskosten der FICFBG-Vergaseranlage enthalten sind und lediglich Erweiterungsarbeiten – pauschal mit 5 % der Investitionskosten der Gasaufbereitungsanlage angesetzt – notwendig werden. Die Kosten für Ingenieurpla-nungsleistungen richten sich nach HOAI §51, Absatz 2, Honorarzone III und werden mit 3,74 % (bzw. mit 5,3 %) der Investitionskosten der Gasaufbereitungsanlage festgesetzt.

In den nachfolgenden Kostendarstellungen und –übersichten werden die Kosten der Gas-aufbereitung zusammen mit den Kosten der Gaserzeugung dargestellt, um die Gesamtkos-ten von der Biomasse ausgehend bis zur gewünschten Produktgasqualität darstellen zu können. Auf eine detaillierte Einzelbetrachtung der einzelnen Verfahrensstufen (analog zu den Verfahrensschritten der Biogasaufbereitung aus fermentativer Erzeugung) muss hier verzichtet werden, da oftmals detailliertere Kostenstrukturen nicht vorliegen. Nachfolgend werden die eigenen Berechnungen und die Vorgehensweise bei der Ermittlung der Einzelpo-sitionen näher erläutert.

Die Investitions- und Betriebskosten eines 25 MW-FICFBG-Vergasers wurden bereits in Ka-pitel 3.2.2 näher erläutert. Zusätzliche Investitionskosten werden vor allem bei der Wärme-auskopplung nach Entteerung und Entstaubung (Wärmeübertrager, die bereits in der Kos-tenschätzung des Güssing-Vergasers enthalten sind) bzw. Wärmeeinkopplung vor der Me-thanisierung / CO-Konvertierung angesetzt. In den konkreten Verfahrensketten bei der Gas-aufbereitung entsteht ein Mehraufwand bei der Gasfilterung (Entstaubung) und bei der Wär-meauskopplung durch erhöhte Betriebsdrücke bzw. Druckdifferenzen, die durch eigene Be-rechnungen auf 730.000 abgeschätzt werden.

Das entteerte, entstaubte und auf Umgebungstemperaturen abgekühlte Synthesegas wird nachfolgend auf einen Betriebsdruck von 10 bar absolut verdichtet. Hinsichtlich der Investiti-onskosten liegen unverhandelte Richtpreisangebote der Fa. Mehrer und MAN Turbo, Zürich über 1,8 Mio. netto zzgl. 250.000 für Sicherheits- und Prozessleittechnik vor. Die Investi-tionskosten beinhalten sowohl den Verdichter als auch Nebenkosten für Prozessleittechnik und Sicherheitstechnik wie Bypass- und Notabschaltvorrichtungen. Abgefragt wurde eine Verdichterkonfiguration nach ATEX. Die Verdichterbetriebskosten wurden anhand der not-wendigen Verdichterarbeit (sowohl isotherme als auch isentrope Verdichtung und Abschät-zung der resultierenden Verdichterarbeit bei Zwischenkühlung) und des Volumenstroms von 6.250 Nm /h berechnet und mit Strombezugskosten von 12 ct/kWh veranschlagt. Durch-schnittlich wird für alle Verfahrenskombinationen eine Verdichterleistung von 1 MWel ange-

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setzt. Eine genauere Abschätzung erscheint zu diesem Zeitpunkt wenig sinnvoll, da die Ver-dichterleistung wesentlich von der Ansaugtemperatur und der Gaszusammensetzung des Synthesegases abhängig ist. Der Verdichterwirkungsgrad wird mit 85 %, der Motor- und Kupplungswirkungsgrad zusammen mit 95 % abgeschätzt.

Für die Druckwasserwäsche liegen derzeit nur indirekt Richtpreisangebote der Fa. Eco Na-turgas Handels GmbH vor. Die Investitionskosten werden anhand der Kostendaten für eine Druckwasserwäsche (abzüglich Verdichter) mit einer Durchsatzkapazität von 1.000 bis 1.500 Nm /h unter Anwendung von im Chemieanlagenbau üblichen Kostendegressionsme-thoden mit 3.500.000 abgeschätzt. Die gleiche Verfahrensweise wird bei der Ermittlung der Betriebskosten (Betriebskosten der DWW 1.000 Nm /h abzüglich der entsprechend notwen-digen Verdichterleistung degressiv iteriert) angesetzt.

Die Investitions- und Betriebskosten einer Methanisierungswirbelschicht (besserer Wärme-übergang als in einem Festbettreaktor) mit integriertem Fließbettkühler (Methanisierung exo-therm) kann derzeit nur abgeschätzt werden, da eine solche Anlage bisher in diesem Maß-stab noch nie ausgeführt worden ist. Anhand eigener Berechnungen unter Abschätzung der notwendigen Katalysatormenge und des Reaktorvolumens (Raumgeschwindigkeit) für den Eingangsvolumenstrom von 5.136 Nm Synthesegas werden als Investitionskosten 500.000 und als Betriebskosten 50.000 jährlich (Verschleiß der Katalysatorpellets) ange-setzt.

Die Investitionskosten einer adsorptiven Gastrocknung (Druckwechseladsorption mittels Mo-lekularsieben) wurden bei der Fa. Domnick & Hunter abgefragt. Gleiches gilt hinsichtlich der Betriebskosten.

Die Investitions- und Betriebskosten einer zweiten CO2-Wäsche wurden bei den Firmen Krupp-Uhde, Dortmund und Linde-KCA, Dresden abgefragt. Die vorliegenden Daten beruhen auf Richtpreisen und auf eigenen Schätzungen. Bei der teilweisen Aufbereitung des metha-nisierten Gases zu Erdgas-L wird unterstellt, dass die Betriebskosten nur 82 % der vollstän-digen CO2-Abtrennung betragen, da auch nur 82 % des CO2 abgetrennt wird.

Hinsichtlich der Investitions- und Betriebskosten eines Flüssiggastanks mit einer Kapazität von 30 t und einer entsprechenden Verdampferanlage liegt ein Richtpreisangebot der Fa. Gascologne, Bad Honnef über 200.000 vor. Die Betriebskosten beruhen maßgeblich auf den Kosten für Flüssiggas, die bei einer jährlichen Mindestabnahmemenge von ca. 1.100 t LPG 422 /t (Stand 29.01.05) betragen.

Das CO2-reiche Abgas der Druckwasserwäsche muss aufgrund des H2S- und NH3-Gehaltes in Biofiltern aufbereitet werden. Hierfür liegen mehrere Angebote (teilweise nachverhandelte Preise gebauter Anlagen) vor.

Die Wartungs- und Instandhaltungskosten der gesamten Gasaufbereitung werden pauschal mit 2 % und die Personalkosten pauschal mit 3 % der Investitionskosten angesetzt. Der Er-mittlung der Kapitalkosten liegen ein kalkulatorischer Annuitätenzinssatz von 6 % und eine Anlagennutzungsdauer von 15 Jahren zugrunde. Alle spezifischen Kostenangaben in kWh beziehen sich auf den jeweiligen Heizwert – entweder Produktgas oder Rohsynthesegas.

Die nachfolgende Kostentabelle 5.26 bezieht sich auf eine Erdgas-H-Qualität inklusive Flüs-siggaszumischung mit folgenden brenntechnischen Kenndaten: d 0,69; Hs,n 12,50 kWh/m ; Hi,n 11,33 kWh/m , Ws,n 15,00 kWh/m und folgender Gaszusammensetzung: N2 4,85 %; Wasserdampf < 100 ppmv; CO2 0,16 %; CH4 80,16 %; C2H6 6,69 %; C3-C5 1,22 %; C6 0,03 % und 6,88 % Flüssiggas.

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Die Tabelle 3.27 bezieht sich auf eine Erdgas-H-Qualität ohne Flüssiggaszumischung mit folgenden brenntechnischen Kenndaten: d 0,63; HS,n 11,31 kWh/m ; HI,n 10,22 kWh/m , WS,n 14,26 kWh/m und folgender Gaszusammensetzung: N2 5,21 Vol.-%, Wasserdampf 0,01 Vol.-%, CO2 0,17 Vol.-%, CH4 86,07 Vol.-%, C2H6 7,19 Vol.-%, C3-C5 1,31 Vol.-%, C6 0,03 Vol.-%.

Bei einer Synthesegasaufbereitung zu Erdgas-L-Qualität ist es notwendig, zur Brennwertan-passung (auf Nennwert Wobbeindex 12,4 kWh/Nm ) Luft zuzugeben. Die spezifischen Gas-aufbereitungskosten je eingespeiste kWh steigen bei einer Luftzugabe leicht, da die Investiti-ons- und Betriebskosten leicht zunehmen, die Energiemenge aber konstant bleibt. Anders verhält es sich bei den spezifischen Gasaufbereitungskosten je eingespeiste Nm Produkt-gas; hier sinken die spezifischen Kosten aus nachvollziehbaren Gründen leicht.

Die Tabelle 3.28 bezieht sich auf eine Erdgas-L-Qualität mit folgenden brenntechnischen Kenndaten: d 0,69; HS,n 10,31 kWh/m ; HI,n 9,31 kWh/m , WS,n 12,40 kWh/m und folgender Gaszusammensetzung: N2 7,41 Vol.-%, O2 0,71 Vol.-%, Wasserdampf < 91 ppmv, CO2 5,67 Vol.-%, CH4 78,42 Vol.-%, C2H6 6,55 Vol.-%, C3-C5 1,2 Vol.-%, C6 < 0,03 Vol.-%.

Für die Betrachtung des Modellfalls 8 – methanisiertes Zusatzgas (SG-M-a/b) – wurden ent-sprechend den Ausführungen in Kapitel 2.5.3 zwei Verfahrenswege berechnet und kalkuliert. Im Fall SG-M-a erfolgt die Gasaufbereitung des Synthesegases analog zu den vorangegan-genen Modellfällen 5-7 (Aufbereitung auf Erdgas-H bzw. Erdgas-L); es wird lediglich auf eine zweite CO2-Abtrennung (Selexolwäsche) verzichtet.

Bei der zweiten Variante wird die konventionelle Druckwasserwäsche nach dem Synthese-gasverdichter (bzw. vor der Methanisierungsstufe) durch eine Herdofenkoks-Schüttung, einer Brandkalkzugabe vor der Feinentstaubung, eine ZnO-Schüttung zur Feinentschwefelung und durch eine Aktivkohleschüttung (imprägniert mit Phosphorsäure, nach der Methanisierung zur Sorption von Ammoniak) ersetzt. Die zweite CO2-Abtrennstufe (z. B. Selexol) wird eben-falls weggelassen.

Dadurch könnten die Investitions- und Betriebskosten der Gesamtanlage erheblich gesenkt werden. Allerdings erhöht sich durch die Einsparung der Druckwasserwäsche auch der CO2-Anteil im Produktgas deutlich (Verringerung Heizwert), was unter bestimmten Randbedin-gungen zu einer deutlichen Abnahme hinsichtlich der einspeisbaren Mengen führen kann.

In Tabelle 3.29 sind die Investitionskosten und laufenden Kosten einer Synthesegaserzeu-gung und anschliessenden Gasaufbereitung zu methanisiertem Zusatzgas (Modellfall 8a, SG-M-a) aufgelistet. Das Produktgas hat dabei folgende Zusammensetzung: N2 3,88 Vol.-%, Wasserdampf <71 ppmv, CO2 25,71 Vol.-%, CH4 64,05 Vol.-%, C2H6 5,35 Vol.-%, C3-C5 0,98 Vol.-%, C6 <0,02 Vol.-%. Die brenntechnischen Kenndaten sind: d 0,86; HS,n 8,42 kWh/m ; HI,n 7,61 kWh/m , WS,n 9,08 kWh/m .

Tabelle 3.30 enthält Kostenangaben zur Synthesegasaufbereitung ohne Einsatz einer Druckwasser- und Selexolwäsche. Das methanisierte Zusatzgas (Modellfall 8b, SG-M-b) hat dabei folgende Zusammensetzung: N2 2,62 %; Wasserdampf <74 ppmv; CO2 49,11 %; CH4 43,78 %; C2H6 3,77 %; C3-C5 0,70 %; C6 <0,02 %. Die brenntechnischen Kenndaten sind: d 1,07; HS,n 5,79 kWh/m ; HI,n 5,23 kWh/m , WS,n 5,59 kWh/m .

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Tabelle 3.26: Modellfall 5 (SG-H-I): Kosten Synthesegasaufbereitung zu Erdgas-H (mit LPG-Zugabe)

Kostenart Einheit


FICFBG-Vergaser [EUR] 11.490.000

Wärmeübertrager nach Entstaubungsstufe, nach Teer-Reformierung, vor Methanisierung

[EUR] 730.000

Synthesegasverdichter [EUR] 2.050.000

Druckwasserwäsche [EUR] 3.500.000

Methanisierungsstufe (Wirbelschicht mit Fließbettkühler)

[EUR] 500.000

Gaskühlung nach Methanisierung [EUR] 55.000

Gastrocknung (PSA) [EUR] 160.000

CO2-Wäsche [EUR] 1.000.000

Flüssiggaslager m. Verdampferanlage [EUR] 200.000

Abgaswäscher [EUR] 250.000

HOAI u. Baunebenkosten (Gasaufbereitung) [EUR] 765.000

2. Variable Kosten [EUR/a] 10.519.000

a) Betriebskosten Vergaser [EUR/a] 4.128.000

Biomassekosten [EUR/a] 3.013.500

Bettmaterial (Wirbelschicht) [EUR/a] 150.000

Strom Vergaser [EUR/a] 264.500

Teerreformierung (Katalysatorersatz) [EUR/a] 150.000

Dampfbereitstellung [EUR/a] 450.000

Sonstiges [EUR/a] 100.000

b) Betriebskosten Gasaufbereitung [EUR/a] 3.225.000

Strom Verdichter [EUR/a] 960.000

Druckwasserwäsche [EUR/a] 570.000

Katalysatorersatz Methanisierung [EUR/a] 50.000

Gastrocknung [EUR/a] 90.000

CO2-Wäsche [EUR/a] 150.000

Flüssiggas [EUR/a] 980.000


Abgasbehandlung [EUR/a] 25.000

c) Wartungs- und Instandhaltungskosten [EUR/a] 414.000

d) Personalkosten [EUR/a] 621.000

e) Kapitalkosten [EUR/a] 2.131.000

3. Variable Kosten für 15 Jahre [EUR/15a] 157.785.000

4. Spezifische Kosten (Bezug HI)

a) Kosten je Nm3 Rohsynthesegas [ct/Nm3] 21,04

b) Kosten je Nm3 Erdgas H (SG-H-I) [ct/Nm3] 63,78

c) Kosten je Nm3 Methanäquivalent [ct/Nm3] 56,12

d) Kosten je kWh Rohsynthesegas [ct/kWh] 5,72

e) Kosten je kWh Erdgas H (SG-H-I) [ct/kWh] 5,63

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Tabelle 3.27: Modellfall 6 (SG-H-II): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu Erdgas-H (ohne LPG-Zugabe)

Kostenart Einheit




[EUR] 730.000




[EUR] 500.000



CO2-Wäsche [EUR] 1.000.000

























b) Kosten je Nm3 Erdgas H (SG-H-II) [ct/Nm3] 61,91



e) Kosten je kWh Erdgas H (SG-H-II) [ct/kWh] 6,06

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Tabelle 3.28: Modellfall 7 (SG-L): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu Erdgas-L

Kostenart Einheit




[EUR] 730.000




[EUR] 500.000



CO2-Wäsche [EUR] 820.000

Luftzugabe [EUR] 10.000


















Luftzugabe 9.600








b) Kosten je Nm3 Erdgas L (SG-L) [ct/Nm3] 56,09



e) Kosten je kWh Erdgas L (SG-L) [ct/kWh] 6,02

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Tabelle 3.29: Modellfall 8a (SG-M-a): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu methanhaltigem Zusatzgas

Kostenart Einheit




[EUR] 730.000




[EUR] 500.000


























b) Kosten je Nm3 Methan. Zusatzgas Var. A (SG-M-a) [ct/Nm3] 44,51



e) Kosten je kWh Methan. Zusatzgas Var. A (SG-M-a) [ct/kWh] 5,85

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Tabelle 3.30: Modellfall 8b (SG-M-b): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu methanhaltigem Zusatzgas

Kostenart Einheit

1. Fixe Kosten (Investitionskosten) [EUR] 15.970.000



[EUR] 730.000

Herdofenkoks-Brandkalk-Zugabe/ZnO-Schüttung [EUR] 450.000



[EUR] 500.000


NH3-Entfernung (AK) [EUR] 75.000







Strom [EUR/a] 264.500






Verbrauchskosten Koks, Kalk [EUR/a] 50.000

Verbrauchskosten ZnO [EUR/a] 268.080



Aktivkohle f. NH3-Entfernung [EUR/a] 123.000




d) Kapitalkosten [EUR/a] 1.644.320




b) Kosten je Nm3 Methan. Zusatzgas Var. B (SG-M-b) [ct/Nm3] 27,98



e) Kosten je kWh Methan. Zusatzgas Var. B (SG-M-b) [ct/kWh] 5,35

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Analog zur Synthesegasaufbereitung zu Methan-Zusatzgas (SG-M, siehe Tabelle 3.29 bzw. Tabelle 3.30) können auch bei der Synthesegasaufbereitung zu Synthesegas-Zusatzgas – Modellfall 9, SG-Z-a/b – entweder eine Druckwasserwäsche oder eine Herdofenkoks-Brandkalkzugabe (Abtrennung saurer Gase) nach der Teer-Reformierung (sowie ZnO-Schüttung zur Feinentschwefelung und Aktivkohleschüttung nach der CO-Konvertierung zur Ammoniakabtrennung) eingesetzt werden.

Auch für den Modellfall 9 (SG-Z-a) ist die Aufbereitung mittels Druckwasserwäsche teurer; die Produktgasqualität aber auch wiederum besser. Die Investitions- und Betriebskosten zwischen dem methanisierten Zusatzgas (SG-M-a) und dem Synthesegas als Zusatzgas (SG-Z-a) unterscheiden sich nicht, jedoch erheblich die Gasausbeuten. Das teilaufbereitete Synthesegas SG-Z-a (keine Methanisierung, nur CO-Konvertierung, Entschwefelung, Trock-nung, Abtrennung von NH3, HCl etc.) hat folgende Zusammensetzung bzw. brenntechnische Kenndaten: N2 1,51 Vol.-%, Wasserdampf <50 ppmv, CO2 25,28 Vol.-%, H2 61,02 Vol.-%, CH4 9,72 Vol.-%, C2H6 2,09 Vol.-%, C3-C5 0,38 Vol.-%, C6 <0,01 Vol.-%, d 0,53; HS,n 3,76 kWh/m ; HI,n 3,27 kWh/m , WS,n 5,18 kWh/m . Die Investitions- und Betriebskosten einer Syn-thesegasaufbereitung zu Synthesegas-Zusatzgas (SG-Z-a) mittels Druckwasserwäsche können Tabelle 3.31 entnommen werden.

Der Tabelle 3.32 sind die Investitions- und Betriebskosten einer Synthesegasaufbereitung zu Synthesegas-Zusatzgas (SG-Z-b) mit einer Herdofenkoks-Brandkalkzugabe bzw. ZnO / Ak-tivkohle-Schüttung zu entnehmen. Das Produktgas hat folgende Gaszusammensetzung: N2 1,27 %; Wasserdampf < 57 ppmv; CO2 36,69 %; H2 51,51 %; CH4 8,35 %; C2H6 1,83 %; C3-C5 0,34 %; C6 < 0,01 %. Die brenntechnischen Kenndaten sind: d 0,68; HS,n 3,19 kWh/m ; HI,n 2,78 kWh/m , WS,n 3,87 kWh/m .

Hinsichtlich der unterschiedlichen spezifischen Kosten zwischen Synthesegas-Zusatzgas (Modellfall 9, SG-Z) und Methan-Zusatzgas (Modellfall 8, SG-M) ist der Hauptunterschied in den energetischen Verlusten durch die Synthesegasmethanisierung begründet. Die energe-tischen Verluste der exothermen Methanisierungsreaktion betragen ca. 13,6 % (Bezug Ein-gang Methanisierungsreaktor).

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Tabelle 3.31: Modellfall 9a (SG-Z-a): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (Synthesegas, keine Methanisierung)

Kostenart Einheit



Wärmeübertrager nach Entstaubungsstufe, nach Teer-Reformierung, vor CO-Konvertierungsstufe

[EUR] 730.000



CO-Konvertierungsstufe (einschliesslich vorherige ZnO-Feinentschwefelung)

[EUR] 500.000

Gaskühlung nach CO-Konvertierung [EUR] 55.000















Katalysatorersatz CO-Konvertierung, einschliesslich ZnO-Verbrauch

[EUR/a] 50.000










b) Kosten je Nm3 Syn. Zusatzgas Var. A (SG-Z-a) [ct/Nm3] 17,38



e) Kosten je kWh Syn. Zusatzgas Var. A (SG-Z-a) [ct/kWh] 5,31

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Tabelle 3.32: Modellfall 9b (SG-Z-b): Kosten der Synthesegasaufbereitung zu Zusatzgas (Synthesegas, keine Methanisierung)

Kostenart Einheit

1. Fixe Kosten (Investitionskosten) [EUR] 15.990.000


Wärmeübertrager nach Entstaubungsstufe, nach Teer-Reformierung, vor CO-Konvertierungsstufe

[EUR] 730.000

Herdofenkoks-Brandkalk-Zugabe/ZnO-Schüttung [EUR] 450.000


CO-Konvertierungsstufe (einschliesslich vorherige ZnO-Feinentschwefelung)

[EUR] 500.000

Gaskühlung nach CO-Konvertierung [EUR] 55.000

NH3-Entfernung (AK) [EUR] 75.000







Strom [EUR/a] 264.500






Verbrauchskosten Koks, Kalk [EUR/a] 50.000

Verbrauchskosten ZnO [EUR/a] 268.000

Katalysatorersatz CO-Konvertierung [EUR/a] 45.000


Aktivkohle f. NH3-Entfernung [EUR/a] 123.000




d) Kapitalkosten [EUR/a] 1.646.400




b) Kosten je Nm3 Syn. Zusatzgas Var. B (SG-Z-b) [ct/Nm3] 13,58



e) Kosten je kWh Syn. Zusatzgas Var. B (SG-Z-b) [ct/kWh] 4,88

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Tabelle 3.33: Gesamtübersicht – Investitionskosten und laufende Kosten der Synthesegaserzeugung und Aufbereitung zu Austausch- bzw. Zusatzgas

Produktgasqualität Einheit Investitionskosten Laufende Kosten a

Modellfall 5: SG-H-I Erdgas H mit LPG-Zugabe

[EUR] 20.700.000 10.519.000

Modellfall 6: SG-H-II Erdgas H ohne LPG-Zugabe

[EUR] 20.500.000 9.509.000

Modellfall 7: SG-L Erdgas L

[EUR] 20.270.000 9.456.000

Modellfall 8: SG-M-a Methanisiertes Zusatzgas (DWW)

[EUR] 19.370.000 9.186.000

Modellfall 8: SG-M-b Methanisiertes Zusatzgas (Koks)

[EUR] 15.970.000 8.532.000

Modellfall 9: SG-Z-a Synthesegas-Zusatzgas (DWW)

[EUR] 19.370.000 9.201.000

Modellfall 9: SG-Z-b Synthesegas-Zusatzgas (Koks)

[EUR] 15.990.000 8.540.000

a – Die laufenden Kosten beinhalten alle Betriebskosten der Gaserzeugung und –aufbereitung, einschließlich Wartungs-, Instandhaltungs-, Personal- und Kapitalkosten.

Tabelle 3.34: Übersicht über erzeugte Produktgasmengen, Einspeiseleistungen und spezifische Gaserzeu-gungs- und Aufbereitungskosten

Spez. Kosten Produktgasqualität

Produkt-gasmenge

[Nm /h]

Einspeisbare Leistung

[kWh/h] [ct/kWh] [ct/Nm ]

Modellfall 5: SG-H-I Erdgas H mit LPG-Zugabe

2062 23359 5,63 63,78

Modellfall 6: SG-H-II Erdgas H ohne LPG-Zugabe

1920 19628 6,06 61,91

Modellfall 7: SG-L Erdgas L

2107 19620 6,02 56,09

Modellfall 8: SG-M-a Methanisiertes Zusatzgas (DWW)

2580 19626 5,85 44,51

Modellfall 8: SG-M-b Methanisiertes Zusatzgas (Koks)

3811 19924 5,35 27,98

Modellfall 9: SG-Z-a Synthesegas-Zusatzgas (DWW)

6618 21661 5,31 17,38

Modellfall 9: SG-Z-b Synthesegas-Zusatzgas (Koks)

7860 21874 4,88 13,58

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Biomassekosten

Vergaser - Strom Vergaser - sonstiges

Vergaser - Wasser Gasaufbereitung - Strom

Gasaufbereitung - Betriebsmittel Instal

Sons

Gasaufbereitung - sonstiges

Gasaufbereitung - LPG

Abbildung 3.12: Übersicht über spezifische Gestehungskosten Biomassevergasung und Synthesegasaufbereitung in Abhängigkeit der Produktgasqualität

1,61

1,92

1,92

1,92

1,89

1,74

1,72

0,24

0,29

0,29

0,29

0,28

0,26

0,26

0,56

0,67

0,68

0,67

0,67

0,61

0,62

0,41

0,49

0,47

0,39

0,31

0,36

0,28

0,27

0,32

0,32

0,32

0,31

0,29

0,29

0,22

0,26

0,26

0,25

0,20

0,22

0,18

0,33

0,39

0,39

0,37

0,30

0,34

0,27

1,14

1,34

1,33

1,27

1,03

1,15

0,94

0 1 2 3 4 5 6

Erdgas-H mit LPG

(5) SG-H-I

Erdgas-H ohne LPG (6) SG-H-II

Erdgas-L (7) SG-L

methan. Zusatzgas

(8a) SG-M-a

methan. Zusatzgas

(8b) SG-M-b

Syngas (9a) SG-Z-a

Syngas (9b) SG-Z-b

0,52

Biomassekosten Gasaufbereitung Vergaser Wartung, Personal, Kapital

5,6

5,4

6,1

6,0

4,9

ct/kWh

5,9

5,3

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Anhand der Tabellen 3.33 und 3.34 ist deutlich zu erkennen, dass mit steigender Produkt-gasqualität die absoluten Investitionskosten und laufenden Kosten mäßig steigen. Mit Aus-nahme von Modellfall 5 (Erdgas-H mit Flüssiggaszumischung, SG-H-I) steigen auch die spe-zifischen Kosten mit zunehmender Produktgasqualität. Modellfall 5 bildet hier eine Ausnah-me, da die spezifischen Kosten auf die Produktgasmenge bezogen ist und Flüssiggas (be-zogen auf den Energiegehalt des Produktgases) weniger Kosten verursacht.

Mit abnehmender Produktgasqualität nimmt allerdings auch die Produktgasmenge zu, was besonders bei einer Zusatzgaseinspeisung – aufgrund des erforderlichen Grundgasvolu-menstroms zum Untermischen – von Nachteil ist. Aus energetischer Sicht wäre der Modell-fall 9 zu bevorzugen, da der Wirkungsgradverlust von ca. 13,6 % in diesem Fall nicht zum Tragen kommen würde und die Energie des Rohsynthesegases nahezu vollständig einge-speist werden könnte. Allerdings gelten auch hier die strengen Restriktionen der DVGW G685 etc., welche sehr hohe Grundgasvolumenströme (hier im Modellfall 9 ca. 72.000 bis 74.000 Nm /h) für eine regelgerechte Zusatzgaseinspeisung fordern. Hier wird deutlich, dass solche Zusatzgasqualitäten nur an wenigen Standorten in Deutschland eingespeist werden und nur einen Ausnahmefall darstellen können.

Eine Teilaufbereitung des Synthesegases zu methansiertem Zusatzgas kostet zwischen 5,35 (Modellfall 8b, SG-M-b) und 5,85 ct/kWh (Modellfall 8a, SG-M-a) und damit lediglich 0,28 ct/kWh weniger bzw. (dann aber heizwertärmeres Zusatzgas mit hohem CO2-Ballast-anteil) sogar mehr (0,22 ct/kWh) als voll austauschbares Erdgas-H (mit Flüssiggaszugabe, Modell-fall 5, SG-H-I). Die Teilaufbereitung des Synthesegases in den Modellfällen 9a und 9b (ent-schwefeltes, geshiftetes und getrocknetes Synthesegas als Zusatzgas, SG-Z-a/b) ist generell günstiger als eine Aufbereitung zu Erdgas-H (minimal zwischen 0,32 und 0,75 ct/kWh), aller-dings wird eine Einspeisung dieser Zusatzgase, wie bereits erwähnt, nur in Ausnahmefällen möglich sein.

Werden die Vorteile geringerer Gestehungskosten (Zusatzgase) mit der Nachteilen der Zu-satzgaseinspeisung abgewogen, so ist im Regelfall eine Aufbereitung auf Austauschgasqua-lität vorzuziehen. Des Weiteren ist davon auszugehen, dass zukünftige Biomassevergaser mit einer Synthesegasaufbereitung (zu Methan) und –einspeisung sehr wahrscheinlich Feue-rungswärmeleistungen deutlich über 25 MW aufweisen werden. Es darf vermutet werden, dass sich die wirtschaftlichen Vorteile einer Teilaufbereitung (Modellfälle 8 und 9) gegenüber einer vollständigen Synthesegasaufbereitung auf Austauschgasqualität (Modellfälle 5 bis 7) mit großen Biomassevergasungsanlagen noch weiter relativieren.

Ein Blick auf die Abbildung 3.12 zeigt, dass die mit Abstand größte Einzelposition an den spezifischen Erzeugungs- und Aufbereitungskosten die Biomassekosten mit ca. 30 % dar-stellen (siehe auch Abbildung 3.14). Die nächstgrößere Einzelposition stellen die Kapitalkos-ten dar, mit einigem Abstand gefolgt von den Gasaufbereitungskosten (Strom für Verdichter, Betriebsmittelverbrauch). Damit wird deutlich, dass die Biomassekosten einen entscheiden-den Einfluss auf die spezifischen Erzeugungs- und Aufbereitungskosten haben. In Abbildung 3.13 wurde daher eine entsprechende Sensitivitätsanalyse vorgenommen. Der blaue Graph in Abbildung 3.13 macht den Einfluss verschiedener Holzpreise [Carmen 2005] auf die spezi-fischen Aufbereitungskosten (Beispielhaft für Modellfall 5 (Erdgas-H mit Flüssiggaszugabe, SG-H-I) deutlich. Für den Fall, dass der Bezugspreis von 61,50 /t auf 45 /t abgesenkt wer-den kann, sinken die spezifischen Aufbereitungskosten um 7,6 % bzw. 0,43 ct/kWh. Eine Verteuerung des Holzbezugspreises auf beispielsweise 74,50 /t würde die spezifischen Aufbereitungskosten um fast 13 % bzw. 0,34 ct/kWh erhöhen.

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4,0

4,3

4,5

4,8

5,0

5,3

5,5

5,8

6,0

6,3

6,5

6,8

7,0

-50 % -40 % -30 % -20 % -10 % % 10 % 20 % 30 % 40 % 50 % 60 % 70 %

spe

z. E

rze

ug

un

gs-

un

d A

ufb

ere

itun

gsk

ost

en

in

ct/

kWh

Abweichung der Investitions- bzw. Biomassekosten in % vom Modellszenario ( EG-H m. LPG)

61,50 /t

74,50 /t

107,70 /t

45 /t Veränderung spezifische Gesamtkosten in ct/kWh in Abhängigkeit unterschiedlicher Biomassepreise (Waldhackschnitzel, trocken)Holzpreise: Quelle: www.carmen-ev.de

Veränderung spezifische Kosten in ct/kWh in Abhängigkeit unterschiedlicher Investitionskosten (Vergaser, Gasaufbereitung, Vollkostenbetrachtung über gesamte Nutzungsdauer)

Abbildung 3.13: Sensitivitätsanalyse – Einfluss schwankender Biomassekosten bzw. variierender Investitions-

kosten

1%

30%

4%9%

6%

21%

9%

5%

3%

5%

4%

Kat Methanisierung

DWW-Verbauch

CO2-Wäsche

Biomassekosten

Bettmaterial

Strom Vergaser

Teerreformierung

Sonstiges

Wasseraufbereitung

Strom Verdichter

Gastrocknung

LPG-Zugabe

Biofilter

Wartung- und Instandhaltung

Personalkosten

Kapitalkosten Abbildung 3.14: Detaillierte Übersicht über wichtige Einzelkostenpositionen an den spezifischen Aufbereitungs-

kosten für Modellfall 5 (Erdgas-H mit Flüssiggaszugabe, SG-H-I)

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Da der Anteil der Kapitalkosten – ca. 21 % in Modellfall 5 (siehe Abbildung 3.14) – an den spezifischen Aufbereitungskosten in den betrachteten Modellfällen ebenfalls sehr hoch ist, muss davon ausgegangen werden, das mit einer Anlagengröße von 25 MW Feuerungswär-meleistung noch lange nicht die optimale Anlagengröße erreicht wurde.

Die Gasaufbereitungskosten (Druckwasserwäsche, CO2-Wäsche, Methanisierung etc.) ma-chen etwa 25 %, der Vergaser etwa 11-13 % der spezifischen Gesamtkosten aus.

Da sich sowohl die Technologien der Biomassevergasung als auch der Synthesegasmetha-nisierung (im kleineren Maßstab und direkt einem Vergaser folgend) noch in der Entwicklung (erste Vergaserprototypen, Methaniserungsversuche bisher nur im Labormaßstab) befinden, sind die Kostenschätzungen dieser Studie mit vielen Unsicherheiten behaftet. Eine Sensitivi-tätsanalyse in Abbildung 3.13 zeigt den Einfluss auf die spezifischen Gaserzeugungs- und Aufbereitungskosten, wenn die Investitionskosten einer betrachteten Vergasungsanlage (Vollkostenbetrachtung über die gesamte Nutzungsdauer, Vergaser einschliesslich Gasauf-bereitung, hier beispielhaft für den Modellfall 5: Erdgas-H mit Flüssiggaszugabe) um bis zu 50 % von den Kostenschätzungen in Tabelle 3.26 abweichen.

Hierbei wird zwei möglichen Szenarien Rechnung getragen: möglichen Kostenüberschrei-tungen beim Bau erster Biomassevergaseranlagen und möglichen Kosteneinsparpotenzialen bei der Errichtung weiterer Vergaseranlagen (Lerneffekt). Eine Kostenüberschreitung um 25 % (50 %) über der Kalkulation von Tabelle 3.26 erhöht die spezifischen Aufbereitungskos-ten um 5 % auf 5,91 ct/kWh (10,1 % bzw. 6,2 ct/kWh). Eine Investitionskostenreduzierung aufgrund von Einsparungen und Lerneffekten um 25 % (50 %) reduziert hingegen die spezi-fischen Aufbereitungskosten um 5,4 % bzw. 5,34 ct/kWh (11,3 % bzw. 5,06 ct/kWh). Ver-gleicht man den Einfluss der Biomassekosten und mögliche Abweichungen der Investitions-kosten von der Referenzkalkulation, so wird deutlich, dass der Einfluss der Biomassekosten größer ist.

Abschließend sei zum Vergleich der im Rahmen dieser Studie berechneten spezifischen Gesamtkosten auf Studien des niederländischen Energy Research Centre (ECN) [Mozaffari-an 2003] und des schweizerischen Paul-Scherrer-Instituts (PSI) [Stucki 2003] verwiesen.

Das ECN schätzte die spezifischen Gesamtkosten für einen Vergaser mit einer Feuerungs-wärmeleistung von 100 MW auf ca. 2,8 ct/kWh. Die den Kostenberechnungen zugrunde lie-gende Produktgasqualität entsprach einem L-Gas (WS,n ca. 12,1-12,3 kWh/Nm , Groningen Gas, Gasunie). Berechnungen des PSI zufolge werden die Methanerzeugungskosten (Bio-massevergasung einschliesslich Aufbereitung und Einspeisung in das österreichische Erd-gasnetz) für einen Vergaser mit 20 MW Feuerungswärmeleistung auf ca. 5,4 ct/kWh Methan (WS,n 14,82 kWh/Nm ) abgeschätzt.

Anhand der Vergleichswerte wird zum Einen deutlich, dass die in dieser Studie ermittelten Kosten mit den Berechnungen anderer Autoren vergleichbar sind und zum Anderen, dass mit größeren Biomassevergasungsanlagen auch deutlich geringere – und damit wirtschaft-lich attraktivere – Erzeugungskosten zu erwarten sind.

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4 Potenzialabschätzung zur Einspeisung von Biomethan

unter technischen und netztopografischen Aspekten

In den nachfolgenden Betrachtungen wird das vom Institut für Energetik, Leipzig ermittelte Biogaspotenzial (nur aufbereitetes Biogas aus biochemischer Erzeugung, Datenbasis 2005) der Gasaufnahmekapazität des deutschen Erdgasnetzes (Daten von 2002) gegenüberge-stellt und untersucht, ob und inwieweit das Biogaspotenzial in das deutsche Erdgasnetz ein-gespeist werden kann. Aufgrund einer unzureichenden Datenbasis bzw. nicht vorhandenen statistischen Materials muss sich die Potenzialabschätzung auf eine globale Perspektive beschränken. In den nachfolgend beschriebenen Herangehensweise wird deutlich, dass das Potenzial an in das Erdganetz einspeisbarem aufbereitetem Biogas von vielen Details bzw. Parametern abhängig ist und im Rahmen dieser Studie nur grobe Richtwerte oder Anhalts-punkte hinsichtlich der einspeisbaren Biogasmengen geliefert werden können.

Das gesamte Biogaspotenzial aus biochemischer Erzeugung Deutschlands beträgt ca. 260 PJ/a bzw. 72,22 Mrd. kWh/a oder 7.244 Mio. Nm /a Methan. In der bundeslandscharfen Regionalverteilung stellt sich das Potenzial, wie aus Abbildung 4.1 ersichtlich, wie folgt dar:

Abbildung 4.1: Biogaspotenzial der Bundesländer [IEL, Band 2]

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Abbildung 4.2: Biogaspotenzial der Bundesländer - Regionale flächenspezifische Verteilung

Nicht die gesamte Menge der aufgelisteten regionalen Potenziale liegt an Standorten, an denen mit einer Einspeisung in das Gasnetz gerechnet werden kann. Als wesentlichste Hin-dernisse sind hier die Struktur landwirtschaftlicher Betriebe (Größe, Biomasseaufkommen, Biomassenutzung) und Biomassetransportbeschränkungen zu nennen.

Beispielsweise sind viele Betriebe zu klein, um wirtschaftlich eine Biogasanlage mit an-schliessender Biogasaufbereitung und Einspeisung in das Erdgasnetz betreiben zu können. Hinsichtlich wirtschaftlich noch vertretbarer Transportentfernungen von Eingangssubstraten sollte Gülle möglichst nicht, höchstens aber über 5 - 10 km, transportiert werden. Somit ist eine Biogaseinspeisung aus Gülle-Biogasanlagen aus wirtschaftlichen und logistischen Gründen nur eingeschränkt möglich. Deshalb wird abgeschätzt, dass etwa 50 % des Gülle-potenzials Deutschlands an Stellen vorliegt, an denen eine Biogaseinspeisung möglich ist.

Substrate aus nachwachsenden Rohstoffen (NaWaRos) können aufgrund ihrer höheren E-nergiedichte weiter als Gülle transportiert werden; wirtschaftlich vertretbare Transportentfer-nungen liegen bei maximal 25 km. Es kann deshalb davon ausgegangen werden, dass Sub-strate aus nachwachsenden Rohstoffen keinen Biomassetransportrestriktionen unterliegen und vollständig zur Produktion von einspeisbarem Biogas beitragen können.

Biogas aus industriellen Rückständen wird meist in den Betrieben zur Eigenversorgung – beispielsweise zur Bereitstellung von Prozesswärme – selbst verwendet. Somit ist eine aus-schließliche Biogaserzeugung aus industriellen Reststoffen zur Einspeisung in das Erdgas-netz wenig wahrscheinlich. Davon ausgehend, werden industrielle Reststoffe in der weiteren Biogaspotenzialabschätzung nicht weiter berücksichtigt.

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Kommunale Reststoffe können, abhängig von ihrer jeweiligen Energiedichte, im Durchschnitt noch deutlich weiter als Substrate aus nachwachsenden Rohstoffen transportiert werden. Des Weiteren fallen kommunale Rückstände zumeist in dicht besiedelten Gebieten mit einer gut ausgebauten Erdgasnetzinfrastruktur an. Aus diesem Grund wird von einer vollständigen Verfügbarkeit kommunaler Rückstände für eine Gaseinspeisung ausgegangen.

Die vorangegangenen Ausführungen zusammenfassend, werden die grundsätzlich für eine Biogaserzeugung und Einspeisung in das Erdgasnetz verfügbaren Biomassepotenziale wie folgt in Ansatz gebracht:

Gülle zu 50 %,

Substrate aus nachwachsenden Rohstoffen zu 100 %

industrielle Reststoffe zu 0 %

kommunale Reststoffe zu 100 %.

Werden die jeweiligen Biomassetransportrestriktionen auf die Potenziale angewandt, ergibt sich folgendes Bild des Biogaspotenzials: In Tabelle 4.1 werden die regionalen Biogaspoten-ziale entsprechend Abbildung 4.1 dargestellt. Zusätzlich wird in der rechten Spalte das ver-bleibende Potenzial nach Abzug von Biomassetransportrestriktionen ausgewiesen. Des Wei-teren erfolgt in Tabelle 4.2 eine Umrechnung des Biomassepotenzials in Nm reines Methan bzw. Nm Rohbiogas aus NaWaRo-Biogasanlagen (Methangehalt 53 %) pro Jahr oder Tag und in kWh pro Jahr oder Tag. Das technische Biogaseinspeisepotenzial umfasst nach Tabelle 4.2 ca. 52,66 Mrd. kWh/a bzw. 5,28 Mrd. Nm Methan. Die auf den Tag bezogenen Angaben werden für den späteren Vergleich mit dem Erdgasnetz benötigt.

Tabelle 4.1: Biogaspotenzial in TJ/a unter Berücksichtigung von Biomassetransportrestriktionen

Technisches Biogaspotenzial in TJ/a

Ernterück-stände und Exkremente

nachwach-sende Roh-

stoffe

industrielle Reststoffe

kommunale Reststoffe

Potenzial nach Abzug von Transport-

restriktionen

Transportrestriktion in % 50 % 100 % 0 % 100 %

Berlin Hamburg Bremen 102 65 361 1.347 1.463

Saarland 325 288 126 523 973

Thüringen 3.099 4.576 300 917 7.043

Rheinland-Pfalz 3.547 2.935 801 2.844 7.552

Sachsen 4.160 5.317 640 1.589 8.986

Hessen 4.254 3.554 813 3.091 8.772

Sachsen-Anhalt 4.713 7.321 414 1.232 10.909

Brandenburg 4.592 7.643 420 1.477 11.416

Mecklenburg-Vorpommern 4.485 7.921 302 1.400 11.563

Schleswig-Holstein 7.592 4.464 488 2.041 10.301

Baden-Württemberg 8.796 6.141 1.860 5.646 16.185

Nordrhein-Westfalen 15.386 7.757 2.089 6.412 21.862

Niedersachsen 26.351 13.104 2.494 7.440 33.720

Bayern 26.418 15.314 2.453 10.302 38.825

Deutschland 113.819 86.400 13.562 46.261 189.571

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Tabelle 4.2: Technisches Biogaspotenzial in kWh bzw. Nm pro Jahr oder Tag

Gesamtpotenzial nach Abzug von Transportrestriktionen in

Technisches Biogaspotenzial TJ/a

Mio. kWh/a

Mio. kWh/d

Mio. Nm /a Methan

Mio. Nm /a Rohbiogas (53 % CH4)

Mio. Nm /d Rohbiogas (53 % CH4)

Berlin Hamburg Bremen 1.463 406 1,11 41 77 0,21

Saarland 973 270 0,74 27 51 0,14

Thüringen 7.043 1.956 5,36 196 370 1,01

Rheinland-Pfalz 7.552 2.098 5,75 210 397 1,09

Sachsen 8.986 2.496 6,84 250 472 1,29

Hessen 8.772 2.437 6,68 244 461 1,26

Sachsen-Anhalt 10.909 3.030 8,30 304 573 1,57

Brandenburg 11.416 3.171 8,69 318 600 1,64

Mecklenburg-Vorpommern 11.563 3.212 8,80 322 608 1,67

Schleswig-Holstein 10.301 2.861 7,84 287 542 1,48

Baden-Württemberg 16.185 4.496 12,32 451 851 2,33

Nordrhein-Westfalen 21.862 6.073 16,64 609 1.149 3,15

Niedersachsen 33.720 9.367 25,66 939 1.773 4,86

Bayern 38.825 10.785 29,55 1.082 2.041 5,59

Deutschland 189.571 52.659 144,27 5.282 9.965 27,30

Das gesamte technische Biogaspotenzial Deutschlands reduziert sich aufgrund von Biomas-setransportrestriktionen von 260 PJ/a (72,2 Mrd. kWh/a) auf ca. 190 PJ/a bzw. 52,66 Mrd. kWh/a. Dieses regional verteilte Potenzial wird im Folgenden dem Erdgasnetz gegenüberge-stellt.

Charakterisierung Erdgasnetz, Einspeiserestriktionen

Für die Bestimmung einer realistischen Netzaufnahmekapazität – zur Gegenüberstellung mit dem technischen Biogaseinspeisepotenzial – sind neben der Erfassung der jährlichen Erd-gasabgabemengen für Deutschland vor allem maßgebliche technische und wirtschaftliche Hindernisse (Restriktionen), die einer Biogaseinspeisung entgegen stehen, zu erfassen und zu bilanzieren.

Die jährlich an Verbraucher abgegebenen Erdgasmengen schwanken von Jahr zu Jahr und sind beispielsweise von witterungsbedingten oder konjunkturellen Einflüssen abhängig. Die hier aufgeführten Daten zur Netzkapazität entstammen (wenn nicht anders vermerkt) aus der 124. Gasstatistik des Bundesverbandes der deutschen Gas- und Wasserwirtschaft (BGW) von 2002 [BGW 2002].

Der gesamte Gasabsatz für Deutschland im Jahr 2002 einschließlich der Gasabgabe über Ferngasgesellschaften und Erdgasfördergesellschaften betrug 904.273,7 Mio. kWh/a. Davon wurden 676.759,1 Mio. kWh/a über Ortsgasversorgungsunternehmen (OVU) an Endverbrau-cher abgegeben [BGW 2002, Teil A1, Tabelle 2].

Der Gasabsatz über die Ferngasgesellschaften von ca. 212.775,2 Mio. kWh/a erfolgt aus-schliesslich an industrielle Großkunden (z. B. Kraftwerke, große Chemieindustriebetriebe oder Glasproduzenten, überwiegend auf der Höchstdruckebene > 16 bar) und über langfris-

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tige Sonderverträge. Infolgedessen erscheint es – in Absprache mit dem DVGW und BGW – nicht sinnvoll, diese Versorgungsebene mit in die Betrachtungen mit einzubeziehen.

Wesentliche Hindernisse einer Biogaseinspeisung in das Erdgasnetz sind gemeinsam mit der Gaswirtschaft und dem Gas-Wärme-Institut, Essen (GWI) erarbeitet worden und werden in Band 4 detailliert erläutert. An dieser Stelle erfolgt mit dem Verweis auf das GWI Kapitel 1.2.2 in Band 4 dieser Studie lediglich eine Nennung der Einspeiserestriktionen und der je-weiligen Annahmen. Wichtige Einspeiserestriktionen sind:

1. Zugang zum Erdgasnetz (Netztopologie, Flächenrestriktion)

2. Gastechnische Beschaffenheit des einzuspeisenden Gases (brenntechnische Kenn-daten, Einhaltung der Vorschriften und des DVGW-Regelwerks)

3. Netzseitige Kapazitätsgrenzen.

Nachfolgend werden keine Flächenrestriktionen in Ansatz gebracht. Es wird davon ausge-gangen, dass das gesamte Bundesgebiet weitgehend erdgaserschlossen bzw. das Erdgas-netz (regionale und örtliche Versorgungsebenen) für eine Biogaseinspeisung erreichbar ist.

Es wird des Weiteren vorausgesetzt, dass das aufbereitete Biogas die DVGW-Regelwerke erfüllt und bei einer Austauschgaseinspeisung das einzuspeisende Biogas vollständig kom-patibel mit der örtlich verteilten Grundgasqualität ist. In den späteren Betrachtungen über eine mögliche Zusatzgaseinspeisung werden die maximalen Zumischgrenzen – zur Einhal-tung des DVGW-Regelwerks, insbesondere G260, G262, G685 – mit berücksichtigt.

Gasnetzseitig sind Einschränkungen hinsichtlich der Gasaufnahmekapazität festzustellen. Das wesentlichste Hindernis stellt die Abnehmerstruktur selbst dar, die saisonal und tages-zeitlich für schwankende Gasbezüge sorgt.

Die Netzstruktur selbst (Netzebene, Druckstufe bzw. nachgeordnete Netzebenen, Größe des Versorgungsgebietes) und bereits gebuchte Kapazitäten (durch langfristige Lieferverträge) sind ebenfalls für Einschränkungen der Netzkapazität verantwortlich. Theoretisch kann das Netz selbst auch als Speicher dienen. Alle drei letztgenannten Randbedingungen (Netzstruk-tur, gebuchte Kapazitäten, Speicheroptionen) können hier nicht angemessen berücksichtigt werden, so dass nachfolgend nur auf die Abnehmerstruktur bzw. die zeitliche Änderung des Gasbezugs eingegangen wird. Da die Gasnetzbetreiber das Gas nicht beliebig speichern sondern nur durchleiten können, sind das Gasnetz und damit auch die verfügbaren Kapazitä-ten für eine Biogaseinspeisung maßgeblich vom Gasbezug abhängig (Vergleiche hierzu auch Kapitel 2.6). Es darf demnach nur so viel Gas in das Gasnetz eingespeist werden, wie ihm auch entnommen wird. Besonders im Sommer nimmt der Gasbezug deutlich ab (Som-mergrundlast). Darüber hinaus treten neben den saisonalen Schwankungen auch tageszeit-liche Schwankungen (Tageslastgang, siehe auch Abbildung 4.3), Verbrauchsminima insbe-sondere in der Nacht (sog. „Nachttal“), auf. Die Schwankungen können – wenn überhaupt Kapazitäten in der örtlichen Erdgasversorgung vorhanden sind – nur sehr begrenzt abgepuf-fert werden.

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1994Uhrzeit

Faktor

6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 1 2 3 4 5 60,00,10,20,30,40,50,60,70,80,91,01,11,21,31,41,51,61,71,81,92,0

-12 C 0 C +10 Co o o

Abbildung 4.3: Darstellung einer auf Durchschnittswerte normierten stündlichen Abnahmecharakteristik eines

OVU mit geringem Gewerbeanteil in der Abnehmerstruktur [GWI, Band 4, Kap. 1.2.2]

Biogasanlagen werden aus wirtschaftlichen und auch mikrobiellen Gründen so ausgelegt, dass sie möglichst kontinuierlich Biogas erzeugen. Eine Biogasspeicherung beschränkt sich in der Praxis aus Kostengründen auf wenige Stunden bis hin zu einer Tagesproduktion. Bio-gasspeicher, die die Gasproduktion vieler Wochen aufnehmen können, sind bisher nicht wirtschaftlich nicht darstellbar (Vergleiche hierzu Kapitel 2.6, S. 146f).

Mit den bereits heute üblichen Pufferspeichern in Biogasanlagen (z. B. Membran über Fer-menter) ist ein Ausgleich tageszeitlicher Schwankungen (Ausgleich Tageslastgang) bei der Gasabnahme im Erdgasnetz, also eine strukturierte oder tagesbedarfsorientierte Biogasein-speisung, möglich. Keinesfalls können mit Speichern jedoch saisonale Schwankungen des Gasbezugs ausgeglichen werden. Infolge dessen muss sich die Auslegung der Biogasanla-gen und die Einspeisung von aufbereitetem Biogas in das Erdgasnetz am minimalen Gasbe-zug im Sommer, also an der Sommergrundlast, orientieren.

Denoch wird in den nachfolgenden Berechnungen der Einspeisepotenziale auch der Tages-lastgang als normierter Faktor (0,4 – 0,8) als mögliches Szenario mit betrachtet. Der Tages-lastgangfaktor beschreibt die Abweichung der tatsächlichen momentanen Gasabnahme zu einem bestimmten Zeitpunkt (Bsp. 1 Uhr nachts) vom normierten durchschnittlichen Gasbe-zug eines OVUs. Naturgemäß ist die Abweichung in der Nacht negativ (geringe Gasabnah-me, Lastgangfaktor < 1) und in den Morgenstunden bzw. Abendstunden positiv (hohe Gas-abnahme, Lastgangfaktor > 1, siehe Abbildung 4.2).

Die Abweichungen von der normierten Tagesabgabe sind sehr geprägt von der Abnehmer-struktur im jeweiligen OVU. OVU mit wenig Gewerbe weisen hohe Abweichungen (Tages-lastgangfaktor bis 0,43), größere OVU mit viel Gewerbe eher geringere Abweichungen (Ta-geslastgangfaktor bis 0,77) auf.

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In den Szenariobetrachtungen unter Berücksichtigung des Tageslastgangfaktors werden drei Szenarien berechnet:

Tageslastgangfaktor 0,4 keine strukturierte Biogaseinspeisung (keine Gaszwischenspeiche-rung zum Ausgleich Nachttal), Einspeisung in OVU-Gebiet mit we-nig Gewerbe

Tageslastgangfaktor 0,8 keine strukturierte Biogaseinspeisung (keine Gaszwischenspeiche-rung zum Ausgleich Nachttal), Einspeisung in OVU-Gebiet mit viel Gewerbe

Tageslastgangfaktor 1,0 strukturierte Biogaseinspeisung (Gaszwischenspeicherung zum Ausgleich Nachttal)

Zur Bestimmung der Sommergrundlast kann auf Daten in der BGW-Gasstatistik zurückge-griffen werden. In der BGW-Gasstatistik, Teil B werden für fast alle 690 OVU in Deutschland die minimale Abgabe an einem Sommertag aufgeführt (siehe auch Abbildung 4.4). Diese wurden mengengewichtet mit der Jahresabgabe des einzelnen OVU ins Verhältnis gesetzt: die minimale Erdgasabgabe an einem Sommertag (Sommergrundlast in kWh/d) beträgt durchschnittlich 0,134 % der Jahresabgabe eines OVU.

Darauf basierend kann in Tabelle 4.3 die Sommergrundlast für jedes einzelne Bundesland und für Deutschland bestimmt werden. Sie wird für die folgenden Abschätzungen als mini-male Netzkapazität – für Gesamtdeutschland – mit 906,86 Mio. kWh/Tag bzw. mit 331 Mrd. kWh/Jahr in Ansatz gebracht; das heißt, maximal 906,86 Mio. kWh Erdgas pro Tag könnten kontinuierlich durch aufbereitetes Biogas ersetzt werden.

Im direkten globalen Vergleich in Abbildung 4.5 zwischen minimaler Netzkapazität (Sommer-grundlast) und dem technischen Biogaspotenzial (nach Abzug Biomassetransportrestriktio-nen) wird deutlich, dass die Netzkapazität ein Vielfaches des gesamten Biogaspotenzials – volle Netzkompatibilität des Biogases vorausgesetzt – beträgt.

Es sollte noch darauf verwiesen werden, dass selbst das in diesem Kapitel nicht mit betrach-tete Biogaspotenzial aus der Biomassevergasung von 563 PJ/a (entspricht 15,69 Mrd. Nm Methan bzw. 156,39 Mrd. kWh/a bzw. 428,46 Mio. kWh/d) theoretisch vollständig vom Erd-gasnetz aufgenommen werden könnte.

In Tabelle 4.4 bzw. in Abbildung 4.6 erfolgt ein länderspezifischer Vergleich der technischen Biogaseinspeisepotenziale und der in Tabelle 4.3 berechneten Sommergrundlast – Mindest-abnahme im Gasnetz im Sommer – der einzelnen Bundesländer.

Das Biogaspotenzial (hier in kWh/d) liegt in jedem Fall unter der Sommergrundlast eines jeden Bundeslandes. Die rechte Spalte (Anteil verdrängter Grundlast) beziffert den Anteil der Sommergrundlast, der durch das Biogaspotenzial ersetzt werden kann.

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0,00

0,05

0,10

0,15

0,20

0,25

0,30

0,35

0 100 200 300 400 500 600 700

laufende Nr. OVU

Ang

abe

in %

des

Ges

amtja

hres

verb

rauc

hes

Abbildung 4.4: Durchschnittliche Gasabgabe an einem Sommertag, Angabe als prozentualer Anteil am Ge-

samtjahresverbrauch, Auswertung von 690 Ortsgasversorgungsunternehmen (OVU)

Tabelle 4.3: Erdgasjahresabgabe an Endverbraucher [BGW 2002, Teil B, Tabelle 16, Spalte 3], minimale Abgabe an Endverbraucher an einem durchschnittlichen Sommertag (berechnete Sommer-grundlast) in 2002, kumulierte Netzkapazität in Mio. kWh/a (Hochrechnung)

Bundesland Gasabgabe an Verbraucher

in Mio. kWh/a

Sommergrundlast in Mio. kWh/d

Netzaufnahme-kapazität

in Mio. kWh/a

Brandenburg 19.015 25,48 9.300

Baden-Württemberg 72.313 96,90 35.368

Bayern 87.605 117,39 42.848

Hessen 59.400 79,60 29.053

Mecklenburg-Vorpommern 13.468 18,05 6.587

Nordrhein-Westfalen 164.802 220,83 80.605

Niedersachsen 77.044 103,24 37.682

Rheinland-Pfalz 30.054 40,27 14.699

Schleswig-Holstein 22.687 30,40 11.096

Saarland 7.427 9,95 3.633

Sachsen 30.576 40,97 14.955

Sachsen-Anhalt 24.399 32,69 11.934

Thüringen 19.437 26,05 9.507

Bremen, Hamburg, Berlin 48.533 65,03 23.738

Summe 676.759 906,86 331.003

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200 400 600 800 1.000

minimale Erdgasabgabe an einem Sommertag(Endverbraucher, Deutschland, 2002, Sommergrundlast OVU) 906,9 Mio. kWh/d

Gesamteinspeisepotenzial (mit Berücksichtigung Biomassetransportrestriktionen)aus biochemischer Umwandlung (Vergärung)

144,3 Mio. kWh/Tag, davon max. 19,6 Mio. kWh/Tag als Zusatzgas einspeisbar

Mio. kWh/d

Abbildung 4.5: Gegenüberstellung minimale Erdgasabgabe an einem Sommertag (Sommergrundlast) und Gaseinspeisepotenzial aus biochemischer Gaserzeugung nach Abzug von Transportrestriktio-nen

Zu erkennen ist, dass das zur Gaseinspeisung in Frage kommende Biogaspotenzial in jedem Bundesland in Austauschgasqualität eingespeist werden kann, wenn nur der durchschnittli-che, tägliche Mindestverbrauch im Sommer aus dem Gasnetz berücksichtigt wird (keine Be-rücksichtigung Tageslastgang). In Gesamt-Deutschland könnten bei Ausschöpfung des Bio-gaspotenzials demnach 15,9 % der Sommergrundlast durch Biogas ersetzt werden.

Des Weiteren wird auch deutlich, dass in den Flächenländern Mecklenburg-Vorpommern, Schleswig-Holstein, Brandenburg oder Sachsen-Anhalt mit einer schwach ausgebauten Erd-gasversorgungsinfrastruktur ein relativ hoher Anteil zwischen 25 und fast 50 % der Sommer-grundlast durch Biogas gedeckt werden könnte. In dicht besiedelten Bundesländern mit gut ausgebauter Infrastruktur wie Nordrhein-Westfalen oder den Stadtstaaten Bremen, Hamburg oder Berlin hingegen würde der Anteil regenerativen Erdgases (Biomethananteil) bei einer vollständigen Einspeisung des Biogaspotenzials nur 1,7 bis 8,4 % der Mindestabnahme-menge im Sommer ausmachen.

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Tabelle 4.4: Gegenüberstellung minimale Erdgasabgabe an einem Sommertag (Sommergrundlast) und Gaseinspeisepotenzial aus biochemischer Gaserzeugung nach Abzug von Transportrestriktio-nen, Betrachtung Bundesländer

Biogaspotenzial Sommergrundlast

Biogaspotenzial in Nm /d Biogas

(53 % CH4)

in kWh/d

in kWh/d

Verdrängung

in %

Berlin Hamburg Bremen 210.752 1.113.634 65.034.354 1,71

Saarland 140.163 740.635 9.952.180 7,44

Thüringen 1.014.330 5.359.821 26.045.312 20,58

Rheinland-Pfalz 1.087.630 5.747.146 40.271.824 14,27

Sachsen 1.294.263 6.839.014 40.971.706 16,69

Hessen 1.263.334 6.675.582 79.596.536 8,39

Sachsen-Anhalt 1.571.181 8.302.279 32.694.526 25,39

Brandenburg 1.644.153 8.687.869 25.480.502 34,10

Mecklenburg-Vorpommern 1.665.349 8.799.871 18.046.852 48,76

Schleswig-Holstein 1.483.601 7.839.498 30.400.446 25,79

Baden-Württemberg 2.331.072 12.317.618 96.898.750 12,71

Nordrhein-Westfalen 3.148.677 16.637.922 220.834.948 7,53

Niedersachsen 4.856.438 25.661.903 103.238.424 24,86

Bayern 5.591.729 29.547.256 117.390.834 25,17

Deutschland 27.302.672 144.270.049 906.857.194 15,91

12 1726 30

899877611 50

20

40

60

80

100

120

140

160

180

Berli

n H

am

burg

Bre

men

Saa

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Thü

ringe

n

Rhe

inla

nd-P

falz

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hsen

Hes

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Sac

hsen

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lesw

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Bad

en-W

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rg

Nord

rhein

-West

fale

n

Nie

ders

achs

en

Bay

ern

minimale Gasabgabe an einem Sommertag in Mio. kWh/d (Sommergrundlast)

Biogaseinspeisepotenzial (nach Abzug Flächenrestriktionen) aus biochemischer

220

200

180

25

65

10 26

40 41

80

1830

97

221

103

117

33

Abbildung 4.6: Gegenüberstellung minimale Erdgasabgabe an einem Sommertag (Sommergrundlast) und

Gaseinspeisepotenzial aus biochemischer Gaserzeugung nach Abzug von Transportrestriktio-nen, Betrachtung Bundesländer

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Wird zudem auch noch der Tageslastgang berücksichtigt, sind die Stunden geringster Gas-entnahme aus dem Erdgasnetz („Nachttal“) entscheidend; auch wenn eine strukturierte Gas-abgabe durch die Biogasanlage bereist heute möglich ist und im Zweifelsfall noch durch ei-nen zusätzlichen Gasspeicher nach der Gasaufbereitung sichergestellt werden kann. In Tabelle 4.5 werden die einzelnen Szenarien verschiedener Tageslastgänge gegenüberge-stellt und in Abbildung 4.7 der Anteil jeweils verdrängter Grundlast verbildlicht. Hier sind ne-ben dem direkten Vergleich des Biogaspotenzials mit der Sommergrundlast unter Berück-sichtigung verschiedener Tageslastgang-Szenarien auch der Anteil jeweils verdrängter Netz-kapazität zu finden.

Tabelle 4.5: Gegenüberstellung minimale Erdgasabgabe an einem Sommertag (Sommergrundlast) unter Beachtung möglicher Tageslastgangszenarien und Gaseinspeisepotenzial aus biochemischer Gaserzeugung nach Abzug von Transportrestriktionen

Sommergrundlast in Mio. kWh/d

Jeweiliger Anteil verdrängter Grundlast in % Biogas-

potenzial keine Berücksichti-gung Tageslastgang

Tageslastgang 0,4

Tageslastgang 0,8

Mio. kWh/d Mio. kWh/d % Mio. kWh/d % Mio. kWh/d %

Berlin Hamburg Bremen 1,11 65,03 1,71 26,01 4,28 52,03 2,14

Saarland 0,74 9,95 7,44 3,98 18,60 7,96 9,30

Thüringen 5,36 26,05 20,58 10,42 51,45 20,84 25,72

Rheinland-Pfalz 5,75 40,27 14,27 16,11 35,68 32,22 17,84

Sachsen 6,84 40,97 16,69 16,39 41,73 32,78 20,87

Hessen 6,68 79,60 8,39 31,84 20,97 63,68 10,48

Sachsen-Anhalt 8,30 32,69 25,39 13,08 63,48 26,16 31,74

Brandenburg 8,69 25,48 34,10 10,19 85,24 20,38 42,62

Mecklenburg-Vorpommern 8,80 18,05 48,76 7,22 121,90 14,44 60,95

Schleswig-Holstein 7,84 30,40 25,79 12,16 64,47 24,32 32,23

Baden-Württemberg 12,32 96,90 12,71 38,76 31,78 77,52 15,89

Nordrhein-Westfalen 16,64 220,83 7,53 88,33 18,84 176,67 9,42

Niedersachsen 25,66 103,24 24,86 41,30 62,14 82,59 31,07

Bayern 29,55 117,39 25,17 46,96 62,92 93,91 31,46

Deutschland 144,27 906,86 15,91 362,74 39,77 725,49 19,89

Dieser Tabelle läst sich entnehmen, dass selbst unter der Annahme einer vollständigen Aus-schöpfung des technisch erreichbaren Biogaspotenzials, kontinuierlicher Gaseinspeisung (keine Zwischenspeicherung) und unter Berücksichtigung tageszeitlicher Abnahmeschwan-kungen (Nachttal durch Tageslastgangfaktor 0,4 bzw. 0,8 berücksichtigt) das technisch einspeisbare Potenzial in jedem Bundesland – außer Mecklenburg-Vorpommern – vollstän-dig eingespeist werden kann.

In Mecklenburg-Vorpommern ist, aufgrund der geringen Bevölkerungsdichte (schwach aus-gebaute Infrastruktur) und dem im Vergleich zu anderen Bundesländern relativ hohen Bio-gaspotenzials, das Biogaspotenzial um fast 22 % höher als die minimale Gasentnahme aus dem Erdgasnetz in einer Sommernacht (Szenario Tageslastgangfaktor 0,4). Für Branden-burg gilt ein ähnlicher Sachverhalt; ca. 85 % der minimalen Netzkapazität (Sommergrund-last) würden durch aufbereitetes Biogas ersetzt werden können.

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0

20

40

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Berlin

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burg

Bre

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Saarland

Thüringen

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nd

An

teil

in %

keine Berücksichtigung Tageslastgang

Tageslastgang 0,8

Tageslastgang 0,6

Tageslastgang 0,4

Einfluß Tageslastgang (Nachtminimum) auf Anteil verdrängte Grundlast in % durch Biogaseinspeisung (Austauschgas) unter Beachtung Biomassetransportrestriktionen

Abbildung 4.7: Einfluss verschiedener Tageslastgangszenarien (Nachtminimum) auf den Anteil verdrängter

Grundlast in % aufgrund Biogaseinspeisung (Austauschgas) unter Beachtung von Biomasse-transportrestriktionen

Zusammenfassend kann festgehalten werden, dass auch unter Einbeziehung von stark be-schränkenden Grenzannahmen, keine praktisch relevante Kapazitätslimitierung oder Gas-netzaufnahmebeschränkung für Biogas in Austauschgasqualität besteht. Lediglich in den Flächenländern Mecklenburg-Vorpommern und Brandenburg ist eine strukturierte Gasein-speisung in das Erdgasnetz zum Ausgleich tageszeitlicher Schwankungen bei der Gasent-nahme durch Biogaszwischenspeicherung sehr wahrscheinlich notwendig.

Zusatzgaseinspeisung

Vordergründiges Ziel einer Zusatzgaseinspeisung ist die Minimierung des Aufwandes (keine CO2-Abtrennung) und der Kosten bei der Biogasaufbereitung (vergleiche Kapitel 3.4), wobei immer klar sein muss, dass eine Einspeisung teilaufbereiteten Biogases hohen technischen Restriktionen (keine Beeinträchtigung der im Netz verteilten Gasqualität) unterliegt und nur unter bestimmten Voraussetzungen möglich ist. Zusatzgas kann einem im Netz verteilten Grundgas zugemischt werden, so lange die DVGW-Regelwerke (siehe hierzu die Ausfüh-rungen in Kapitel 2.1 und des GWI in Band 4, Kap. 1.2) eingehalten werden. Die maximalen Zumischraten bzw. die Grundgas-Mindestvolumenströme (unter Beachtung der brenntechni-schen Kenndaten, des maximal zulässigen CO2-Anteils im Mischgas und der maximal zuläs-sigen Abweichung des Brennwertes, siehe DVGW G685, Kapitel 2.1.2) wurden durch das GWI, Essen berechnet und können Tabelle 4.6 entnommen werden. Die Zumischraten (Grundgas + Zusatzgas = Mischgas) sind maßgeblich von den brenntechnischen Kenndaten und der Zusammensetzung des im Gasnetz verteilten Grundgases bzw. des einzuspeisen-den Zusatzgases abhängig. Je höher die Qualität des Zusatzgases zum verteilten Grundgas ist, desto höher ist auch die maximal zulässige Zumischrate.

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Die wichtigste Restriktion ist die DVGW-Vorschrift G685 „Gasabrechnung“, die Brennwert-schwankungen von höchstens 1,5-2 % (je nach Abrechnungsverfahren) in einem Versor-gungsgebiet zulässt.

Spätestens hier muss darauf verwiesen werden, dass für eine Zusatzgaseinspeisung sehr große Grundgasströme für die Zumischung benötigt werden – Beispiel: Zusatzgaseinspei-sung, Modellfall 4, NaWaRo-Biogasanlage mit einer Biogasproduktion von 500 Nm /h (BG-N-Z-500) ca. 11.600 Nm /h Erdgas-H (GUS) – und daher eine Zusatzgaseinspeisung nur in übergeordneten Netzebenen (HD-Netzebene) möglich sein wird. Die Auswahl möglicher An-lagenstandorte ist in sehr enger Abstimmung mit dem lokalen Versorgungsunternehmen vor-zunehmen. Eine genaue Abwägung aller Randbedingungen (Netzhydraulik, Struktur nach-geordneter Versorgungsgebiete, Anzahl Einspeisepunkte, Vermaschungsgrad des Netzes, Volumenströme, verteilte Gasqualität) ist unabdingbar und in jedem Fall ist eine Einzelfallbe-trachtung notwendig.

Tabelle 4.6: Übersicht über maximal zulässige Zumischraten definierter Zusatzgase [GWI, Band 4]

Grundgas Erdgas-H Russland

(GUS) Nordsee I

Nordsee II

Verbund

Russland

Propan/Luft

max. x Nm Zusatzgas können 1000 Nm Grundgas zugemischt werden

Zusatz aus Vergärung Modellfall 4: BG-N-Z-250

43,12 39,19 38,34 41,52 38,94

methanisiertes Zusatzgas Modellfall 8: SG-M-a

90,28 68,99 65,26 80,67 67,01

methanisiertes Zusatzgas Modellfall 8: SG-M-b

43,63 39,57 38,70 41,97 39,31

Syngas als Zusatzgas Modellfall 9: SG-Z-a

31,19 29,77 29,45 30,63 29,80

Syngas als Zusatzgas Modellfall 9: SG-Z-b

28,88 27,84 27,60 28,47 27,90

relativer Zusatzgasanteil im Mischgas (nach Mischer) in %

Zusatz aus Vergärung Modellfall 4: BG-N-Z-250

4,13 3,77 3,69 3,99 3,75

methanisiertes Zusatzgas Modellfall 8: SG-M-a

8,28 6,45 6,13 7,47 6,28

methanisiertes Zusatzgas Modellfall 8: SG-M-b

4,18 3,81 3,73 4,03 3,78

Syngas als Zusatzgas Modellfall 9: SG-Z-a

3,02 2,89 2,86 2,97 2,89

Syngas als Zusatzgas Modellfall 9: SG-Z-b

2,81 2,71 2,69 2,77 2,71

Die Berechnungen in den nachfolgenden Tabelle 4.7 bisTabelle 4.9 gelten exemplarisch für Zusatzgas aus biochemischer Erzeugung (Modellfall 4: BG-N-Z-250). Zur Vereinfachung der Berechnungen wird für die gesamtdeutsche bzw. länderspezifische Betrachtung als Grund-gas immer Erdgas-H (GUS) zugrunde gelegt. Mögliche Tageslastgangszenarien werden da-bei mit betrachtet.

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Tabelle 4.7: Zusatzgas-Beimischung in ein Grundgas mit Erdgas-H (GUS) Qualität, ohne Berücksichtigung Tageslastgang

Biogaspotenzial

Sommergrundlast

max. einspeisbare Zu-

satzgasmenge

(C)

in Mio.

kWh/d

(A)

in Nm /d

in Mio.

kWh/d

EG-H-GUS

in Nm /d

in Nm /d

in kWh/d

(B)

in %

in kWh/d

in %

Berlin, Hamburg, Bremen 1,114 213.749 65,03 6.523.004 269.666 1.404.960 126,2 - -

Saarland 0,741 142.157 9,95 998.213 41.267 215.001 29,0 525.635 71,0

Thüringen 5,360 1.028.756 26,05 2.612.368 107.997 562.666 10,5 4.797.155 89,5

Rheinland-Pfalz 5,747 1.103.099 40,27 4.039.300 166.988 870.007 15,1 4.877.140 84,9

Sachsen 6,839 1.312.671 40,97 4.109.499 169.890 885.126 12,9 5.953.888 87,1

Hessen 6,676 1.281.302 79,60 7.983.604 330.048 1.719.552 25,8 4.956.030 74,2

Sachsen-Anhalt 8,302 1.593.528 32,69 3.279.290 135.568 706.312 8,5 7.595.968 91,5

Brandenburg 8,688 1.667.537 25,48 2.555.717 105.655 550.464 6,3 8.137.405 93,7

Mecklenburg-Vorpommern 8,800 1.689.035 18,05 1.810.116 74.832 389.873 4,4 8.409.998 95,6

Schleswig-Holstein 7,839 1.504.702 30,40 3.049.192 126.056 656.752 8,4 7.182.746 91,6

Baden-Württemberg 12,318 2.364.226 96,90 9.719.032 401.792 2.093.338 17,0 10.224.280 83,0

Nordrhein-Westfalen 16,638 3.193.459 220,83 22.149.945 915.696 4.770.776 28,7 11.867.146 71,3

Niedersachsen 25,662 4.925.509 103,24 10.354.907 428.080 2.230.297 8,7 23.431.606 91,3

Bayern 29,547 5.671.258 117,39 11.774.407 486.763 2.536.036 8,6 27.011.220 91,4

Deutschland 144,270 27.690.988 906,86 90.958.595 3.760.299 19.591.160 13,6 124.678.889 86,4

(A) - Biogaspotenzial als Zusatzgas (BG-N-Z-250) (B) - max. Potenzialanteil, der als Zusatzgas eingespeist werden kann (C) - verbleibendes Biogaspotenzial, das auf Austauschgasqualität aufzubereiten ist (absoluter Betrag und Anteil in % vom Biogaspotenzial)

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Tabelle 4.8: Zusatzgas-Beimischung in ein Grundgas mit Erdgas-H (GUS) Qualität, mit Berücksichtigung Tageslastgang 0,4

Biogaspotenzial

Sommergrundlast


satzgasmenge

(C)

in Mio.

kWh/d

(A)

in Nm /d

in Mio.

kWh/d

EG-H-GUS

in Nm /d

in Nm /d

in kWh/d

(B)

in %

in kWh/d

in %

Berlin, Hamburg, Bremen 1,114 213.749 26,01 2.609.202 107.866 561.984 50,5 551.650 49,5

Saarland 0,741 142.157 3,98 399.285 16.507 86.000 11,6 654.635 88,4

Thüringen 5,360 1.028.756 10,42 1.044.947 43.199 225.066 4,2 5.134.755 95,8

Rheinland-Pfalz 5,747 1.103.099 16,11 1.615.720 66.795 348.003 6,1 5.399.143 93,9

Sachsen 6,839 1.312.671 16,39 1.643.800 67.956 354.051 5,2 6.484.964 94,8

Hessen 6,676 1.281.302 31,84 3.193.442 132.019 687.821 10,3 5.987.761 89,7

Sachsen-Anhalt 8,302 1.593.528 13,08 1.311.716 54.227 282.525 3,4 8.019.755 96,6

Brandenburg 8,688 1.667.537 10,19 1.022.287 42.262 220.186 2,5 8.467.683 97,5

Mecklenburg-Vorpommern 8,800 1.689.035 7,22 724.046 29.933 155.949 1,8 8.643.922 98,2


Baden-Württemberg 12,318 2.364.226 38,76 3.887.613 160.717 837.335 6,8 11.480.283 93,2


Niedersachsen 25,662 4.925.509 41,30 4.141.963 171.232 892.119 3,5 24.769.784 96,5

Bayern 29,547 5.671.258 46,96 4.709.763 194.705 1.014.414 3,4 28.532.842 96,6

Deutschland 144,270 27.690.988 362,74 36.383.438 1.504.120 7.836.464 5,4 136.433.585 94,6


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Tabelle 4.9: Zusatzgas-Beimischung in ein Grundgas mit Erdgas-H (GUS) Qualität, mit Berücksichtigung Tageslastgang 0,8

Biogaspotenzial

Sommergrundlast


satzgasmenge

(C)

in Mio.

kWh/d

(A)

in Nm /d

in Mio.

kWh/d

EG-H-GUS

in Nm /d

in Nm /d

in kWh/d

(B)

in %

in kWh/d

in %

Berlin, Hamburg, Bremen 1,114 213.749 52,03 5.218.404 215.733 1.123.968 100,9 - -

Saarland 0,741 142.157 7,96 798.570 33.014 172.000 23,2 568.635 76,8

Thüringen 5,360 1.028.756 20,84 2.089.895 86.398 450.133 8,4 4.909.688 91,6

Rheinland-Pfalz 5,747 1.103.099 32,22 3.231.440 133.590 696.005 12,1 5.051.141 87,9

Sachsen 6,839 1.312.671 32,78 3.287.599 135.912 708.101 10,4 6.130.913 89,6

Hessen 6,676 1.281.302 63,68 6.386.884 264.039 1.375.642 20,6 5.299.940 79,4

Sachsen-Anhalt 8,302 1.593.528 26,16 2.623.432 108.455 565.049 6,8 7.737.230 93,2

Brandenburg 8,688 1.667.537 20,38 2.044.574 84.524 440.372 5,1 8.247.498 94,9

Mecklenburg-Vorpommern 8,800 1.689.035 14,44 1.448.092 59.865 311.898 3,5 8.487.973 96,5


Baden-Württemberg 12,318 2.364.226 77,52 7.775.226 321.434 1.674.671 13,6 10.642.947 86,4


Niedersachsen 25,662 4.925.509 82,59 8.283.926 342.464 1.784.237 7,0 23.877.665 93,0

Bayern 29,547 5.671.258 93,91 9.419.525 389.411 2.028.829 6,9 27.518.428 93,1

Deutschland 144,270 27.690.988 725,49 72.766.876 3.008.240 15.672.928 10,9 128.597.121 89,1


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keine Berücksichtigung Tageslastgang

Tageslastgang 0 8Tageslastgang 0,480

90

100

Abbildung 4.8: Einfluss verschiedener Tageslastgangszenarien (Nachtminimum): maximaler Anteil am bio-

chemischen Potenzial, der als Zusatzgas eingespeist werden kann

In Abbildung 4.8 ist der prozentuale Anteil des Biogaspotenzials (unter Berücksichtigung Tageslastgang, Biomassetransportrestriktionen und den zulässigen Zumischgrenzen) darge-stellt, der maximal in das Erdgasnetz als Zusatzgas eingespeist werden könnte. Nur in den Stadtstaaten ist auch bei kontinuierlicher Biogaseinspeisung (Berücksichtigung des Tages-lastganges mit 0,4) im Sommer das gesamte potenziell produzierbare Biogas einspeisbar. In den übrigen Regionen Deutschlands wäre nur ein Teil des Biogaspotenzials als Zusatzgas einspeisbar.

Besonders in den Flächenländern Mecklenburg-Vorpommern, Brandenburg, Sachsen-Anhalt und Schleswig-Holstein kann aufgrund der gering ausgebauten Infrastruktur bzw. des gerin-gen Erdgasverbrauchs nur sehr wenig Biogas als Zusatzgas eingespeist werden. Selbst bei einer strukturierten Abgabe des Biogases zur Überbrückung von „Nachttälern“ sind in diesen Bundesländern deutlich weniger als 10 % des Biogaspotenzials als Zusatzgas einspeisbar.

Hingegen kann in dicht besiedelten Bundesländern mit einer gut ausgebauten Infrastruktur und hohen Gasbezügen (hohes Industrieaufkommen), wie Hessen oder Nordrhein-West-falen, ca. 10-30 % des Biogaspotenzials als Zusatzgas eingespeist werden.

In Gesamt-Deutschland sind ca. 5,4 % des Biogaspotenzials auch zu jeder Nachtstunde im Sommer als Zusatzgas einspeisbar. Ohne eine Berücksichtigung des Tageslastganges las-sen sich 13,6 % des Potenzials als Zusatzgas einspeisen (wenn beispielsweise das Gas im „Nachttal“ zwischengespeichert wird).

Es bleibt festzustellen, dass ein nicht unerheblicher Anteil des Biogaspotenzials von ca. 19,6 Mio. kWh/a als Zusatzgas eingespeist werden könnte und unter wirtschaftlichen Ge-sichtspunkten – Kostenreduktion durch Teilaufbereitung gegenüber einer Aufbereitung auf Austauschgasqualität – die Möglichkeit einer Zusatzgaseinspeisung in der Planung oder Vorbereitung einer Biogasanlage mit Biogaseinspeisung in das Erdgasnetz geprüft werden sollte. Zur Verdeutlichung der möglichen Kostenreduktion können zwei Modellfälle miteinan-

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der verglichen werden: Im Vergleich zu einer Biogaserzeugung und –aufbereitung von Na-WaRo-Substraten auf Erdgas-H (Modellfall 2, Rohbiogasmenge von 500 m /h, BG-N-DWW-H-II-500) reduzieren sich die jährlichen Kosten durch eine Teilaufbereitung des erzeugten Biogases um ca. 151.600 pro Jahr (Modellfall 4, Rohbiogasmenge von 500 m /h, BG-N-Z-500). Von dieser Summe muss lediglich der einmalige Mehraufwand für eine Mischerstation von ca. 3.000 bis 6.000 [GWI 2005, Band 4, Kap. 1.3, Pkt. 3.2] bei der Einspeisung abge-zogen werden.

Allerdings ist einschränkend zu bemerken, dass für eine Zusatzgaseinspeisung mitunter er-hebliche Grundgasmengen (zum Untermischen) notwendig werden und mehrere Zusatzgas-einspeisestellen an einer größeren Erdgastrasse kaum möglich sein werden.

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5 Literaturverzeichnis

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ATV 2002 ATV-DVWK-M 363 - Merkblatt: Herkunft, Aufbereitung und Verwer-tung von Biogasen. GFA-Verlag, Hennef, August 2002

Backhaus 1999 Backhaus, C.: Verfahren zur Anreicherung des Methangehaltes eines Grubengases. - Patentschrift DE 4425 712 C 2 vom 11.3.1999

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Analyse und Bewertung der Nutzungsmöglichkeiten von Biomasse · Vorwort Die Nutzung von Biomasse als Energieträger wird zunehmend als Möglichkeit gesehen, die konventionelle Energieversorgung