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Modellierung und experimentelle
Untersuchungen zum Oxyfuel-Prozess an einer 50 kW Staubfeuerungs-Versuchsanlage
Dissertation
zur Erlangung des akademischen Grades
Doktor-Ingenieur
an der Fakultät Maschinenwesen
der Technischen Universität Dresden
vorgelegt von
Sebastian Weigl
Geboren am 20.08.1979 in Dresden
Gutachter: Prof. Dr.-Ing. Michael Beckmann
Prof. Dr.-Ing. Tobias Zschunke
Tag der Verteidigung: 05.Oktober 2009
2
Meinen Eltern, meiner Familie und meiner Anja!
3
Inhaltsverzeichnis 1 Einleitung und Zielstellung ........................................................................................ 6
2 Möglichkeiten der CO2-Abtrennung im Kraftwerksprozess ....................................... 9
2.1 Allgemeine Grundlagen ...................................................................................... 9
2.1.1 Kohlendioxid-Abtrennung vor dem Verbrennungsprozess ........................... 9
2.1.2 Kohlendioxid-Abtrennung nach dem Verbrennungsprozess – MEA-
Abgaswäsche ............................................................................................. 11
2.1.3 Kohlendioxid-Abtrennung nach dem Verbrennungsprozess in
angereicherter Kohlendioxidatmosphäre – Oxyfuel-Prozess ...................... 12
2.1.4 Kohlendioxid-Abtrennung nach dem Verbrennungsprozess in
angereicherter Kohlendioxidatmosphäre mit Sauerstofferzeugung mit
einer Membran – Oxycoal-Prozess ............................................................ 14
2.2 Entsorgung des Kohlendioxids ......................................................................... 15
2.3 Vergleich der verschiedenen Verfahren zur Kohlendioxid-Abtrennung –
Energetische Abschätzung ......................................................................... 16
3 Oxyfuel-Prozess – Grundlagen und Stand der Technik.......................................... 17
3.1 Definitionen ...................................................................................................... 17
3.1.1 Der ideale Oxyfuel-Prozess ........................................................................ 17
3.1.2 Der reale Oxyfuel-Prozess .......................................................................... 17
3.1.3 Vergleich von Luft-Verbrennung, realem und idealem Oxyfuel-Prozess .... 18
3.1.4 Der Oxyfuel-Punkt ...................................................................................... 20
3.2 Einsatz von Sauerstoff-Brennern ...................................................................... 20
3.3 Kleintechnische Versuchsanlagen zum Oxyfuel-Prozess ................................. 22
3.3.1 New Energy and Industrial Technology Development Organization
(NEDO) / Japan .......................................................................................... 22
3.3.2 Argonne National Laboratory / USA ........................................................... 24
3.3.3 CANMET Energy Technology Center / Kanada .......................................... 26
3.3.4 Brennkammer 20 kW / IVD Stuttgart .......................................................... 28
3.3.5 Fallrohrreaktor / TU Hamburg-Harburg ....................................................... 30
3.3.6 Zusammenfassung der Versuchsanlagen .................................................. 32
3.4 Ziele für weitere Versuche an einer Staubfeuerungs-Versuchsanlage ............. 33
4
4 Bilanzierung ............................................................................................................ 34
4.1 Grundlage der Bilanzierung – Braunkohle-Luft-Verbrennung ........................... 34
4.1.1 Stoffwertbestimmung – Bezugsgrößen ....................................................... 35
4.1.2 Stoffwertbestimmung – Brennstoff .............................................................. 36
4.1.3 Modellvorstellung, Massen- und Energiebilanz .......................................... 38
4.1.4 Globaler Sauerstoffbedarf und Rezirkulationsmenge in Abhängigkeit zu
Sauerstoffüberschuss und Restsauerstoff im Oxyfuel-Prozess .................. 45
4.1.5 Unterschiede der globalen und lokalen Stöchiometriezahl im Oxyfuel-
Prozess und bei der konventionellen Verbrennung .................................... 48
4.1.6 Zwei Kennzahlen für die Beschreibung des Oxyfuel-Prozesses ................. 52
4.1.7 Aschebilanz ................................................................................................ 55
4.2 Abgeleitete Betriebszustände auf Basis der mathematischen Modellierung .... 59
4.2.1 Messwerte im feuchten und trockenen Abgas ............................................ 59
4.2.2 Randbedingungen der Kennfeldversuche ................................................... 59
4.2.3 Einordnung der Kennfeldversuche und Zielstellung ................................... 61
4.2.4 Kennfeldversuche ohne Falschluft .............................................................. 62
4.2.5 Kennfeldversuche mit Falschluft ................................................................. 64
4.3 Umschaltverhalten von Luft- auf Oxyfuel-Betrieb bei kleinen Anlagen ............. 67
4.3.1 „Sprunghafte“ Umschaltung als theoretische Grenzbetrachtung ................ 67
4.3.2 Kontinuierliche Umschaltung mit Übergangsfunktion ................................. 70
5 Staubfeuerungs-Versuchsanlage 50 kWtherm für konventionellen Luft- sowie
Oxyfuel-Betrieb ..................................................................................................... 72
5.1 Aufbau der Versuchsanlage ............................................................................. 73
5.1.1 Schaltung der Versuchsanlage ................................................................... 73
5.1.2 Technische Details: eine Auswahl .............................................................. 74
5.2 Mess- und Analysentechnik .............................................................................. 77
5.2.1 Abgasmesstechnik ..................................................................................... 77
5.2.2 Durchflussmessung in der Rezirkulation..................................................... 78
5.3 Betriebs- und Sicherheitskonzept ..................................................................... 80
5.3.1 Anfahrverhalten einer Anlage für die Sauerstoff-Brennstoff-Verbrennung .. 80
5.3.2 Sicherheit und Explosionsschutz ................................................................ 83
5
6 Betrieb und Betriebsergebnisse einer Staubfeuerungs-Versuchsanlage für die
Reaktion von Braunkohle mit Sauerstoff ............................................................... 84
6.1 Versuche und Versuchsergebnisse für die Bilanzierung .................................. 84
6.1.1 Versuchsplanung – Kennfeldversuche ....................................................... 84
6.1.2 Ergebnisse – Kennfeldversuche ohne Falschluft ........................................ 85
6.1.3 Ergebnisse – Kennfeldversuche mit Falschluft ........................................... 88
6.1.4 Belagssondenmessung im Abgasstrom ..................................................... 90
6.1.5 Ascheansatz- bzw. Schlackebildung an ungekühlten Probehaltern ............ 97
6.2 Umschaltverhalten von Kohle-Luft-Verbrennung zum Oxyfuel-Prozess ........... 99
6.2.1 Wechsel mit „sprungartiger“ Umschaltung .................................................. 99
6.2.2 Wechselbetrieb mittels einer Rampe als kontinuierlicher
Umschaltprozess ...................................................................................... 101
7 Vergleich zwischen mathematischem Modell und Messung sowie Übertragung
der Erkenntnisse ................................................................................................. 105
7.1 Grenzen der Bilanzierung ............................................................................... 105
7.2 Übertragung von Betriebserfahrungen auf größere Anlagen .......................... 107
7.3 Zusammenfassung ......................................................................................... 109
6
1 Einleitung und Zielstellung
Die Nutzung von kohlenstoffhaltigen Brennstoffen für die Energieumwandlung ist seit
hunderten von Jahren ein fester Bestandteil unserer Gesellschaft. Holzfeuer zur
Bereitstellung von Heiz- und Kochenergie waren lange Zeit die Basis der
Energieversorgung. Erdöl, Erdgas sowie Kohle haben sich aber heute aufgrund
günstigerer Eigenschaften in Bezug auf Heizwert und Verfügbarkeit durchgesetzt. Mit
deren extensiver Nutzung in Verbrennungsverfahren, als Basis für verschiedene
Prozesse der modernen Industriegesellschaft, hat sich der Kohlendioxidanteil in der
Erdatmosphäre stetig erhöht.
Die Kohlendioxidemissionen der modernen Industriegesellschaft werden mit als
Ursache für die Erderwärmung angesehen. Die Weltgemeinschaft hat mit dem UN-
Protokoll der Weltklima-Konferenz von Kyoto zum Ausdruck gebracht, dass die
Emission von möglicherweise klimawirksamen Gasen generell beschränkt und
schrittweise reduziert werden muss.
Der Anteil der Kohlendioxid-Emissionen als Folge der Nutzung von Kohle zur
Stromerzeugung und Heizenergieumwandlung lag im Jahre 2005 in Deutschland bei
41,5 Prozent [1]. Deshalb wird von diesem Industriezweig eine Beteiligung an den
Bestrebungen zur Reduzierung der Kohlendioxidemissionen erwartet.
Eine Maßnahme, mit der man die in die Atmosphäre eingebrachte Kohlendioxidfracht
beschränken will, ist unter anderem der Handel mit Kohlendioxidemissions-Zertifikaten.
Dabei werden die Kosten auf die jeweiligen Verursacher umlegt. Mit der
Reglementierung der am Markt verfügbaren Zertifikate soll eine generelle Reduzierung
der emittierten CO2-Fracht erreicht werden.
Mittelfristig ist die Gesellschaft auf die Bereitstellung elektrischer Energie aus fossilen
Brennstoffen angewiesen, dazu sind Kraftwerkstechnologien zur CO2–Abtrennung zu
entwickeln.
Mit einem Kohle-Kraftwerk mit Kohlendioxid-Abscheidung ist das Ziel verbunden, das
Kohlendioxid nicht in die Umwelt zu entlassen, sondern klimaunwirksam zu lagern. Ein
Weg ist dabei der Oxyfuel-Prozess, an dem derzeit intensiv geforscht wird. Von diesem
7
Verfahren ist zu erwarten, dass kurzfristig eine technische Umsetzung möglich ist, die
zur Marktreife gelangen kann.
Mittelfristig ist aber allen beteiligten Partnern aus Industrie, Forschung und Gesellschaft
bewusst, dass nur ein Umbau des derzeitigen Energiemixes ein Abwenden von
kohlenstoffhaltigen Brennstoffen ermöglichen wird. Dabei werden sicherlich die Nutzung
von regenerativer Energieumwandlung sowie die Kernkraft – neben der generellen
Steigerung der Energieeffizienz – eine wichtige Rolle spielen.
Nach der Darstellung verschiedener technischer Möglichkeiten zur Kohlendioxid-
Abtrennung stellt die vorliegende Arbeit das Verfahren des Oxyfuel-Prozesses in Form
der technischen Umsetzung einer Feuerung von Braunkohle mit Sauerstoff vor.
Basis ist eine umfassende Energie- und Stoffbilanz des Anlagensystems. Damit können
verschiedene Betriebszustände berechnet werden.
Nach der Beschreibung des Aufbaus einer kleintechnischen Feuerung werden diese
Energie- und Stoffbilanzen validiert.
Abbildung 1: Darstellung der Arbeitsschritte zur kleintechnischen Umsetzung einer Oxyfuel-Staubfeuerungsanlage mit Bilanzierung der Verfahrensschritte.
Ein Vergleich der Bilanzierung und der Messungen an der Anlage für verschiedene
Betriebszustände soll Aussagen liefern, inwieweit eine Anlage zur Braunkohle-
Verbrennung mit reinem Sauerstoff mittels einer Modellvorstellung beschrieben werden
kann. Abschließend werden die gesammelten Betriebserfahrungen zusammengefasst
und Verfahrensgrenzen für diesen Anlagentyp benannt.
8
An einer kleinen Verbrennungsanlage wurden verschiedene Betriebszustände
untersucht mit dem Ziel, Tendenzen aufzuzeigen, wie sich durch
Parameterveränderung das allgemeine Betriebsverhalten beeinflussen lässt, und ob
sich Betriebserfahrungen aus dem konventionellen Luft-Verbrennungsprozess
übertragen lassen.
Die Untersuchungen erfolgten mit Kennfeld-Versuchen und Belagssondenmessungen
im Abgasstrom und schließen Betrachtungen und Erfahrungen zum Sicherheits- und
Betriebsverhalten einer Anlage zur Kohleverbrennung mit Sauerstoff und
Abgasrezirkulation ein.
Diese kleintechnischen Untersuchungen können als Grundlage für die Umsetzung des
Oxyfuel-Prozesses in einem Großkraftwerk mit Kohlendioxid-Abscheidung dienen.
9
2 Möglichkeiten der CO2-Abtrennung im Kraftwerksprozess
2.1 Allgemeine Grundlagen
Generell entsteht bei der Oxidation von kohlenstoffhaltigen Substanzen immer in der
letzten Oxidationsstufe Kohlendioxid.
2CO2O+C → (1)
Die kohlendioxidfreie Verbrennung ist bei kohlenstoffhaltigen Brennstoffen somit nicht
möglich. Es existieren verschiedene Methoden, um das Kohlendioxid abzutrennen und
danach klimaunwirksam zu verbringen.
Im Folgenden werden drei wesentliche Verfahren beschrieben:
• Kohlendioxid-Abscheidung vor dem Verbrennungsprozess – IGCC
• Kohlendioxid-Abscheidung nach dem Verbrennungsprozess – MEA
• Kohlendioxid-Abscheidung nach dem Verbrennungsprozess in angereicherter
Kohlendioxid-Atmosphäre – Oxyfuel-Prozess
2.1.1 Kohlendioxid-Abtrennung vor dem Verbrennungsprozess
Basis für die Abtrennung des Kohlendioxids vor der Verbrennung ist die Vorschaltung
einer Vergasung mit reinem Sauerstoff aus einer Luftzerlegungsanlage (LZA) und
Wasserdampf [2]. Dieser Verfahrensansatz ist als IGCC-Prozess (Integrated
Gasification Combined Cycle) bekannt. Das Produktgas der Vergasung besteht im
Wesentlichen aus Kohlenmonoxid (CO) und Wasserstoff (H2). Mit einer Gaswäsche
können die Schwefelbestandteile (H2S, COS, etc.) ausgetragen werden.
Kern der Kohlendioxid-Abtrennung ist die zweistufige SHIFT-Reaktion. Mittels
Wasserdampf wird das im Produktgas enthaltene Kohlenmonoxid zu Kohlendioxid
oxidiert. Der Wasserdampf wird dabei zu Wasserstoff reduziert. Mit einer Wäsche wird
aus dem Wasserstoff-Kohlendioxid-Gemisch das CO2 ausgewaschen. Da die
Vergasung mittels reinem Sauerstoff erfolgt, liegt nach der SHIFT-Reaktion ein
angereicherter CO2-Gasstrom mit Restwasserdampf und Wasserstoff vor. Nach der
zweistufigen exothermen Reaktion wird der Wasserstoff mit dem Luftstickstoff der
Luftzerlegungsanlage gemischt und kann in einer Wasserstoffturbine verbrannt werden.
10
Abbildung 2: Schematische Darstellung des IGCC-Prozesses als Kohlendioxid-Abscheidung vor der Verbrennung.
Wesentlich für den IGCC-Prozess ist die SHIFT-Reaktion und deren Prozessführung.
Nach einer Wasserstoffturbine kann ein annähernd konventioneller „Gas- und
Dampfturbinen-Prozess“ mit Kraft-Wärme-Kopplung geschaltet werden. Dabei ist der
Integrationsaufwand aber höher, da sowohl Wärmequellen als auch Wärmesenken aus
der Luftzerlegungsanlage und der SHIFT-Reaktion integriert werden müssen, um einen
hohen Gesamtwirkungsgrad des IGCC-Prozesses zu erreichen.
Vorteile sind die Entstaubung des Vergasungsproduktgases vor der Verbrennung und
eine hohe Brennstoffflexibilität für den Vergasungsprozess. Neben der reinen
Stromerzeugung kann auch ein Teil des Produktgases für die Herstellung von
Flüssigbrennstoffen genutzt werden. Dabei wird natürlich nur ein Teil des Kohlenstoffs
gebunden und beispielsweise in einem Kraftfahrzeugmotor bei der Verbrennung
emittiert. Für die Anlagenbetreiber kann bei diesem Kraftwerkskonzept aber der
kommerzielle Zugewinn durch solche Begleitprozesse interessant sein.
Trotz der umfangreichen Forschungsarbeiten zur Wasserstoffturbine für die
Gasnutzung (Bilanzkreis G) ist derzeit noch kein Modell am Markt verfügbar. Auch ist
der hohe apparative Aufwand (bspw. LZA und Vergasung) ein Kriterium, das die
Investitionskosten sehr stark steigen lassen wird.
11
Generell wird auch bei Kraftwerkstypen nach dem IGCC-Konzept der Kohlenstoff aus
dem Brennstoff in Kohlendioxid umgewandelt und an einem Ort hoher Konzentration
(SHIFT-Reaktion) ausgewaschen. Danach muss das Kohlendioxid wieder
klimaunwirksam entsorgt werden.
Aufgrund dieser derzeit vielen technischen Herausforderungen wird das IGCC-Konzept
als Kraftwerksprozess der nächsten Generation betrachtet.
2.1.2 Kohlendioxid-Abtrennung nach dem Verbrennungsprozess – MEA-Abgaswäsche
Ziel der Konzepte für die Kohlendioxid-Abtrennung aus dem Abgas nach dem
Verbrennungsprozess ist die Entwicklung eines Verfahrens, das an konventionelle
Kraftwerke „angeflanscht“ werden kann. Bei der konventionellen Kohle-Luft-Reaktion
entsteht ein Abgas, das getrocknet etwa 15-20 % Kohlendioxid enthalten kann.
Entscheidend dafür sind der Restsauerstoff am Brennkammerende und der
Falschlufteintrag. Somit muss bei relativ geringem Partialdruck das Kohlendioxid
abgetrennt werden.
Abbildung 3: Vereinfachte Schaltung einer Verbrennung mit nachgeschalteter MEA-Wäsche als Beispiel eines Post-Combustion Capture Prozesses.
Ein Weg ist die Wäsche mit chemischen Absorptionsmitteln, wie Mono-Ethanol-Amin
(MEA) und Di-Ethanol-Amin (DEA). Werden diese Waschmittel in den Abgasstrom
gesprüht, binden sie das gasförmige Kohlendioxid. Je nach Verfahrenskonfiguration
kann der CO2-Schlupf im Abgas reduziert werden. Das beladene Absorbtionsmittel wird
in einem externen Behälter (Desorber) aufgekocht. Dabei wird das Kohlendioxid wieder
vom Waschmittel getrennt und kann am Kopf der Kolonne abgeschieden werden. Das
12
regenerierte Waschmittel kann wieder zur Kohlendioxid-Bindung im Abgasstrom
eingesetzt werden – ein Teil des Waschmittels muss kontinuierlich ersetzt werden [3].
Ein Vorteil der Waschverfahren zur Kohlendioxid-Abtrennung aus dem Abgasstrom ist
die technische Verfügbarkeit. Sowohl Waschmittel als auch Anlagenkomponenten sind
erforscht und könnten installiert werden.
Nachteilig sind der enorme Energiebedarf zur Waschmittelregeneration im Desorber
und der hohe Platzbedarf. Durch den Schlupf von Waschmittel im Abgasstrom über den
Schornstein in die Umwelt ist von größeren Gesundheitsgefahren auszugehen.
Neben der Entwicklung umweltfreundlicherer Absorptionsmittel ist die wärmetechnische
Verschaltung für Altanlagen zu berücksichtigen. Die Wärme für den Desorptionsprozess
könnte aus dem konventionellen Kraftwerksprozess ausgekoppelt werden, was zu
Wirkungsgradverlusten führen würde.
Aufgrund der wärmetechnischen Integration lohnt sich der Aufwand bei
Bestandsanlagen nicht mehr. Eher sollte bei Kraftwerksanlagen im Neubau sowohl
Platz für die Anlagen und die Rohrleitungen als auch eine wärmetechnische Reserve
eingeplant werden, damit im Nachgang, wenn die Technologie marktreif erforscht ist,
eine Abgaswäsche installiert werden kann. Dieser Kraftwerkstyp mit den technischen,
aber nicht installierten Voraussetzungen zur Kohlendioxid-Abtrennung wird als
„capture-ready“ bezeichnet [4].
Nach der Abgaswäsche liegt auch wieder ein konzentrierter Kohlendioxidgasstrom vor,
der nach Verdichtung und Verflüssigung klimaunwirksam entsorgt werden muss.
2.1.3 Kohlendioxid-Abtrennung nach dem Verbrennungsprozess in angereicherter Kohlendioxidatmosphäre – Oxyfuel-Prozess
Der Oxyfuel-Prozess nutzt die Tatsache, dass bei der Verbrennung von Kohle mit
Sauerstoff als Oxidationsmittel Kohlendioxid entsteht [5]. Je trockener und reiner die
Kohle ist und je weniger Spurengase der Sauerstoff enthält, desto reiner ist nach der
Verbrennung der entstehende Kohlendioxid-Abgasstrom. Im Unterschied zu
konventioneller Verbrennung mit Luft fehlt die verdünnende Wirkung des Stickstoffes.
Je höher die Konzentration des Kohlendioxids nach der Verbrennung ist, umso
vergleichsweise einfacher kann das Kohlendioxid abgeschieden, nachfolgend verdichtet
und klimaunwirksam abgelagert werden.
13
Abbildung 4: Schematische Darstellung des Oxyfuel-Prozesses.
Bei der Verbrennung der Kohle mit Sauerstoff würden sich sehr hohe
Verbrennungstemperaturen einstellen. Zur Regulierung der Brennkammertemperatur
und als Wärmeträgermedium muss ein Teil des Abgases in der Feuerung (Bilanzkreis
F) intern zurückgeführt werden. Damit werden ähnliche Reaktionszustände wie in einem
konventionellen, mit Kohle gefeuerten Kraftwerk erreicht. Dazu wird der nicht zugeführte
Luftstickstoff, der in einer Luftzerlegungsanlage abgetrennt wird, durch rezirkuliertes
Abgas anteilig ersetzt. Nach der Verbrennung wird das Abgas zur Abtrennung des
Flugstaubes gefiltert und entschwefelt. Das Wasser wird mittels Kondensation
abgeschieden. Je nach Kohletyp und Luftzerlegungsanlage müssen Restgase
abgetrennt werden. Danach erst ist eine Verdichtung und klimaunwirksame Verbringung
möglich [6].
Für die Dampferzeugerauslegung, die Kohlebrennerkonstruktion und das
Bekohlungssystem werden gegenwärtig verschiedene Forschungsvorhaben
durchgeführt.
Die Wasserdampfseite kann beispielsweise bei einem staubgefeuerten Dampferzeuger
weitestgehend übernommen werden. Integriert werden müssen die Luftzerlegung, die
Sauerstoffvorwärmung und die Kohlendioxidaufbereitung und -verdichtung.
Mit der Übertragung vieler Erkenntnisse aus dem Kraftwerksbau für konventionelle
Luftverbrennung ist zu erwarten, dass es möglich sein wird, ein mit Braunkohlestaub
befeuertes Kraftwerk mit einer elektrischen Leistung von 1000 MW zu bauen. Viele der
14
Kraftwerkskomponenten sind bekannt und müssen nur teilweise modifiziert werden.
Darüber hinaus kann ein Oxyfuel-Kohlekraftwerk wahrscheinlich auch mit Luft
konventionell betrieben werden. Dies könnte eine Alternative sein, wenn sich die
politischen Rahmenbedingungen ändern oder Anlagenteile, wie zum Beispiel die
Luftzerlegungsanlage, ausfallen.
2.1.4 Kohlendioxid-Abtrennung nach dem Verbrennungsprozess in angereicherter Kohlendioxidatmosphäre mit Sauerstofferzeugung mit einer Membran – Oxycoal-Prozess
Beim Oxycoal-Prozess [7] handelt es sich um eine noch nicht marktreife Technik mit
dem Ziel einer CO2-Abscheidung. Dabei wird Sauerstoff als Oxidationsmittel mittels
einer Membrantrennung aus verdichteter Luft für das rezirkulierte Abgas bereitgestellt
[8].
Abbildung 5: Schematische Darstellung des Oxycoal-Prozesses.
Diese Variante weist die gleichen drei Vorteile auf wie die Verbrennung mit
Kohlendioxid-Abtrennung beim Oxyfuel-Prozess:
15
• Das Abgas besteht im Wesentlichen aus CO2 und H2O, was die CO2-Abtrennung
vereinfacht.
• Der fehlende Luft-Stickstoff im Oxidationsmittel führt zur Reduzierung der
Energieverluste im Abgasmassestrom.
• Reduzierung der NOX-Emissionen wegen des fehlenden Luft-Stickstoffes im
Oxidationsmittel [9].
Ziel beim Oxycoal-Verfahren ist es, den Sauerstoff für das Oxidationsmittel in einem
Hochtemperatur-Membranverfahren zu erzeugen. Die Wärme für das
Membranverfahren wird mittels rezirkuliertem Abgas auf der sauerstoffarmen Seite der
Membran bereitgestellt. Dafür müssen zukünftig noch eine Heißgasrezirkulation und
eine heiße Abgasfilterung entwickelt werden.
Derzeit ist aber keine großtechnische Umsetzung einer Hochtemperaturmembran
bekannt. An verschiedenen Institutionen wird aber intensiv an diesem
zukunftsweisenden Kraftwerkskonzept geforscht.
2.2 Entsorgung des Kohlendioxids
Das im Kraftwerksprozess abgetrennte Kohlendioxid wird gereinigt und verdichtet.
Derzeit sind die Randbedingungen für Transport und Lagerung noch nicht geklärt.
Es wird erwartet, dass Schwefeloxide, Stickoxide, Sauerstoff und Wasser fast
vollständig aus dem Kohlendioxid-Strom abgetrennt werden müssen [10].
Bei 100 bar soll das dann flüssige Kohlendioxid durch Rohrleitungen zum Lagerort
gepumpt werden [11].
Als erfolgversprechend gilt derzeit die Möglichkeit, das Kohlendioxid in aufgelassenen
und gegenwärtig genutzten Erdöl- bzw. Erdgaslagerstätten zu speichern. Wird das
Kohlendioxid weit entfernt vom Förderpunkt injiziert, kann der Lagerstättendruck wieder
erhöht werden. Dadurch kann die Ausbeute einer Lagerstätte ansteigen. Diese
Bemühungen werden unter dem Begriff EOR (Enhanced Oil Recovery)
zusammengefasst. Derzeit ist aber für alle Entsorgungskonzepte die Akzeptanz in der
Bevölkerung noch nicht abzuschätzen [12].
16
2.3 Vergleich der verschiedenen Verfahren zur Kohlendioxid-
Abtrennung – Energetische Abschätzung
Für den Vergleich der Verfahren zur Kohlendioxid-Abtrennung ist derzeit eine Reihe von
Zahlen verfügbar. Die hier angeführten Werte stammen im Wesentlichen aus einer
Quelle [13]. In den Vergleich ist das Oxycoal-Verfahren mit Membran nicht
aufgenommen, da ein auf diesem Prinzip beruhendes Kraftwerkskonzept unter
derzeitigen technischen Rahmenbedingungen nicht in technischer Konkurrenz zu den
anderen Verfahren steht. Tabelle 1: Vergleich verschiedener Verfahren zur Kohlendioxid-Abtrennung aus dem Kraftwerksprozess.
MEA IGCC
Oxyfuel- Prozess
Wirkungsgrad
mit CO2-Abscheidung ≈ 38 % ≈ 32 – 35 % ≈ 42 %
Wirkungsgrad
ohne CO2-Abscheidung ≈ 48 % 33 – 45 % ≈ 48 %
Kosten des elektrischen Stromes
[€/MWhel] ≈ 43 32 - 48 ≈ 47
Spezifische Investitionskosten
[€/kWel] ca. 2000 - ca. 2000
Welches Verfahren der Kohle-Verbrennung mit Kohlendioxid-Abtrennung zur
Bereitstellung elektrischen Stroms sich durchsetzen wird, ist von einer Reihe derzeit
noch offener Fragen abhängig.
Mit der Festlegung verbindlicher gesetzlicher Grenzwerte für die Ablagerung des
flüssigen Kohlendioxids werden sich die maximal erreichbaren Wirkungsgrade der
einzelnen Verfahren nochmals verändern.
17
3 Oxyfuel-Prozess – Grundlagen und Stand der Technik
3.1 Definitionen
Der Begriff „Oxyfuel“ ist eine Wortschöpfung aus den beiden englischen Wörtern
„oxygen“ (Sauerstoff) und „fuel“ (Brennstoff). Beim Oxyfuel-Prozess wird ein Brennstoff
mit reinem Sauerstoff verbrannt und Abgas zur Regelung der Verbrennungstemperatur
rezirkuliert. Dabei kann in zwei wesentliche Zustände unterschieden werden – den
idealen und realen Oxyfuel-Prozess.
3.1.1 Der ideale Oxyfuel-Prozess
Beim idealen Oxyfuel-Prozess wird der Brennstoff mit reinem Sauerstoff vollständig
verbrannt.
Das Oxidationsmittel ist Sauerstoff und liegt in reiner Form vor. In der Brennkammer
und der Prozesskette treten keine Falschluftanteile in den Abgasstrom ein.
Mit dieser Modellvorstellung kann das Potenzial des Oxyfuel-Prozesses mit einem
Brennstoff für einen bestimmten Zustand dargestellt werden.
3.1.2 Der reale Oxyfuel-Prozess
Tatsächlich muss aber berücksichtigt werden, dass das Oxidationsmittel Sauerstoff
meist einen Restgasanteil (Ar, Ne, etc.) aus der Luftzerlegungsanlage besitzt und
entlang der Prozesskette an diversen Stellen Falschluft in den Abgasstrom eintritt.
Dadurch wird das Abgas beim realen Oxyfuel-Prozess verdünnt und das theoretische
Potenzial an Kohlendioxidreinheit am Prozesskettenende kann nicht erreicht werden.
Falschluft ist dabei der Anteil an Luft, der bei Unterdruckbetrieb im Abgasstrang durch
undichte Fügestellen, Messöffnungen, Schauluken etc. ungewollt in den Prozessraum
gesaugt wird.
Je dichter die Prozesskette und je reiner das Oxidationsmittel ist, umso höher ist der zu
erwartende Kohlendioxidanteil im Abgas.
18
3.1.3 Vergleich von Luft-Verbrennung, realem und idealem Oxyfuel-Prozess
Von der konventionellen Verbrennung ausgehend müssen drei verschiedene Zustände
der Bilanzierung unterschieden werden:
• Konventionelle Verbrennung mit Luft
• Realer Oxyfuel-Prozess
• Idealer Oxyfuel-Prozess
Alle drei Zustände haben die Eigenschaft, dass innerhalb der Brennkammer die ideale
Vorstellung für die Bilanzierung zugrunde gelegt werden kann, wonach der Brennstoff
mit reinem Sauerstoff idealerweise bei einer Stöchiometriezahl (s.u.) λ = 1 vollständig
zu einer konstanten Menge Abgas verbrennt.
Abbildung 6: Idealvorstellung der Verdünnung der Verbrennung in der Brennkammer durch nicht reagierende Bestandteile im Oxidationsmittel und Restsauerstoff.
Der Rest des Oxidationsmittels – bei der konventionellen Verbrennung mit Luft –
verdünnt die Grundmenge des Abgases nur. Je höher der angestrebte Restsauerstoff
ist, desto mehr nicht reagierende Bestandteile werden durch die Brennkammer
gefördert. Nur wenn der Sauerstoffanteil im Oxidationsmittel erhöht werden kann, ist
dies nicht notwendig. Dies ist der Fall beim Oxyfuel-Prozess.
19
In der folgenden Tabelle werden die Stoffströme der Oxidationsmittel bei konstantem
Brennstoffmassestrom verglichen. Deutlich ist dabei, dass der reale Oxyfuel-Prozess
eine Übergangsform zwischen Luft und reinem Sauerstoff als Oxidationsmittel darstellt. Tabelle 2: Vergleich von konventioneller Verbrennung mit realem und idealem Oxyfuel-Prozess.
Punkt Konventionelle Verbrennung mit Luft (kv)
ohne NOX-Bildung
Technischer Sauerstoff + Falschluft
Oxyfuel real
Reiner Sauerstoff
Oxyfuel ideal
1 1,ideal1,real1,kv mmm &&& ≥≥
Luftstickstoff als verdünnende
Komponente im Oxidationsmittel
Restgase der Luftzerlegung als
verdünnende Komponenten im
Oxidationsmittel
Sauerstoff als reines
Oxidationsmittel
2 Verminderung des Gesamtmassestroms um den Anteil, der den Restsauerstoff im Abgas bildet (Anteil für λ > 1)
3
Nach der „Abtrennung“ der nicht reagierenden Anteile im Oxidationsmittel setzt sich der Gesamtmassestrom nur aus
Brennstoff und notwendigem Sauerstoff für die stöchiometrische Verbrennung (λ = 1) zusammen.
3,ideal3,real3,kv mmm &&& ==
4 Gleiche Fracht an Produkten bei gleicher Konzentration für alle 3 Fälle.
4,ideal4,real4,kv mmm &&& ==
5 Basisverdünnung - Mit den nicht reaktiven Bestandteilen des
Oxidationsmittels wird bei der stöchiometrischen Verbrennung (λ = 1) das
Abgas verdünnt.
Keine Verdünnung bei
stöchiometrischer Verbrennung
(λ = 1)
6
Globale Verdünnung als Folge des angestrebten Restsauerstoffes
6,ideal6,real6,kv mmm &&& ≥≥
Bei Restsauerstoff (λ > 1) wird das Abgas je nach Sauerstoff-Anteil im
Oxidationsmittel weiter verdünnt.
Verdünnung nur durch zusätzlichen
reinen Sauerstoff bei λ > 1
Durch die Vergleichbarkeit der Basisreaktion (Punkt 3 und Punkt 4) können die
Einflüsse des Oxidationsmittels verdeutlicht werden. Die Rezirkulation bei den beiden
Varianten des Oxyfuel-Prozesses ist nicht dargestellt, da diese Abgasrückführung in der
Massebilanz keinen Einfluss auf die Abgaszusammensetzung hat.
Die Zusammensetzung des Oxidationsmittels und der Restsauerstoffgehalt nach der
Verbrennung üben den wesentlichen Einfluss auf die Konzentrationen der Bestandteile
im Abgas aus.
20
3.1.4 Der Oxyfuel-Punkt
In dieser Arbeit wird der Begriff Oxyfuel-Punkt verwendet. Es wird dargestellt, dass sich
mit dieser Bezeichnung der Zustandspunkt einer Feuerung im Oxyfuel-Prozess einfach
beschreiben lässt.
Wesentlich für die Zustandsdefinition des Oxyfuel-Prozesses ist die
Sauerstoffkonzentration am Brennkammereintritt und der Restsauerstoff am
Brennkammeraustritt.
Abbildung 7: Definition des Oxyfuel-Punktes als schematische Darstellung
Es werden jeweils die Sauerstoffkonzentrationen im feuchten Reaktionsgas und
feuchten Abgas in Volumenprozent angegeben.
Beispiel: Oxyfuel 25 mit 4 % Restsauerstoff.
Am Brennkammereintritt beträgt die Sauerstoffkonzentration in der Gasphase 25
Volumenprozent. Nach der Verbrennung sind im Abgas noch 4 Prozent Restsauerstoff.
3.2 Einsatz von Sauerstoff-Brennern
Durch den Einsatz von Sauerstoff anstelle von Luft als Oxidationsmittel können
verschiedenste Verbrennungsprozesse verbessert werden. Bei der Verbrennung mit
reinem Sauerstoff fällt der nicht benötigte Stickstoff der Luft im Oxidationsmittel weg,
sodass sich die Abgasmenge maßgeblich reduziert. Dadurch kann die
Verbrennungstemperatur bei gleicher Brennstoffmenge angehoben werden. Dabei
erhöht sich auch das Potenzial der Wärmeübertragung.
21
Diese Sauerstoff-Brennstoff-Verbrennung wird besonders beim Aufschmelzen von
Grundstoffen verwendet:
o in der Eisen- und Glasindustrie:
Drehtrommelöfen
Vorherd- und Pfannbeheizung bzw. -vorwärmung
o in der Nicht-Eisen-Industrie
Drehtrommelöfen und Herdöfen für Blei, Kupfer, Messing und
Aluminium
in der Chemischen Industrie
Hafenöfen
Weiterhin erfolgt auch eine Sauerstoff-Direktinjektion mittels Lanzen durch Winddüsen
bei Kupolofen-Anlagen.
Eine weitere kleintechnische Anwendung ist das Brennschneiden. Dabei wird eine
Acethylen-Sauerstoff-Flamme genutzt, um lokal die Werkstoffe aufzuschmelzen und
das Metall mit der heißen Flamme zu zünden. Brennt das Metall, wird mit Sauerstoff der
Metallbrand unterstützt und das flüssige Metall aus der Fuge geblasen.
Dadurch können vor allem dicke Metallkonstruktionen schnell, einfach und an schwer
zugänglichen Orten geschnitten werden. Im Englischen wird Brennschneiden als
„oxyfuel gas cutting“ bezeichnet.
22
3.3 Kleintechnische Versuchsanlagen zum Oxyfuel-Prozess
Im Zuge der Erforschung des Oxyfuel-Prozesses wurden seit Mitte der 1980er Jahre
weltweit verschiedene Versuchsanlagen realisiert. Dabei wurden je nach
Forschungsansatz unterschiedliche Bauformen umgesetzt. Die Versuchsanlagen lassen
sich nach folgenden Kriterien einteilen. Tabelle 3: Kriterien für eine Versuchsanlage zum Oxyfuel-Prozess.
Art der Verbrennung
Brennkammer Rezirkulation Brennstoff
Staubfeuerung,
selbsttragende
oder unterstützte
Feuerung
Ausrichtung,
therm. Leistung,
Geometrie
feucht / trocken,
reales Rauchgas,
Flaschengas
Braunkohle,
Steinkohle,
Gas, Öl, etc.
Diese Arbeit bezieht sich primär auf selbsttragende Feuerungen. Beheizte
Brennkammern als Fallrohrreaktoren sind vor allem zur Bestimmung Brennstoff-
spezifischer kinetischer Daten geeignet. Dazu existieren zum Beispiel in Deutschland
zwei Oxyfuel-fähige Reaktionsreaktoren, die jeweils einem Field-Rohr ähneln, an der
TU Hamburg-Harburg und an der Universität Stuttgart.
Eine Oxyfuel-Wirbelschicht existiert unter der Betreuung durch die Firma Alstom in den
USA [14]. An der BTU Cottbus ist eine Oxyfuel-fähige Zykloid-Feuerung [15] installiert.
Ähnlich einer Wirbelschichtfeuerung bildet sich bei dieser Anlage keine einzelne
Flamme aus, sondern es existiert eher ein Flammenbereich.
Für die technische Anwendung der Oxyfuel-Technologie in der Grundstoffindustrie
existieren Versuchsanlagen bei der Firma Linde AG in München.
3.3.1 New Energy and Industrial Technology Development Organization (NEDO) / Japan
Seit 1990 wird von der „New Energy and Industrial Technology Development
Organization“ (NEDO) ein Projekt in Japan gefördert [16]. Es ist eines der ersten
Forschungsprojekte zum Oxyfuel-Prozess.
Ziel des NEDO-Projektes waren ursprünglich Grundlagenversuche zur Verbrennung
und zu benötigten Rezirkulationsmengen im Oxyfuel-Prozess.
23
Mit einem Brennstoffstrom an Steinkohle von 150 kg/h erreicht die
Versuchsbrennanlage eine thermische Leistung von ca. 1,2 MW.
Kernstück der Versuchsanlage bildet dabei die 7,5 m lange, horizontal angeordnete
Brennkammer mit einem Durchmesser von 1,5 m. Die Brennraumwand ist mit einem
Wasserdampfkreislauf gekühlt und zusätzlich mit einem feuerfesten Beton ausgekleidet.
Der Brennkammer nachgeschaltet sind ein Multizyklon und eine Sackfilteranlage zur
Abscheidung der Flugasche.
Der zu rezirkulierende Abgasstrom wird mittels eines Heißgasventilators gefördert. Der
rezirkulierte Rauchgasstrom wird in zwei Teilströme geteilt. Der erste Abgasstrom
fördert den Brennstoff zum Brenner. Der zweite Teilstrom wird mit Sauerstoff
angereichert und gegebenenfalls mit Abhitze aus dem Verbrennungsprozess wieder
aufgewärmt. Eine direkte Sauerstoffinjektion in den Brennraum ist möglich. Weiterhin ist
die Verbrennung von flüssigen Brennstoffen möglich.
Abbildung 8: Grundschaltung der Versuchsfeuerung NEDO / IHI Japan [17].
Der Brenner hat einen primären und sekundären Austrittsbereich und feuert waagerecht
in die Brennkammer. Dabei wird das Kohle-Abgas-Gemisch erst am Brennerkopf mit
dem Oxidationsmittel gemischt.
Die Untersuchungen führten zu dem Ergebnis [17], dass zum Erreichen der gleichen
theoretischen adiabaten Verbrennungstemperatur nach dem Oxyfuel-Prozess im
Vergleich zur Verbrennung mit Luft ein höherer Sauerstoffanteil im Verbrennungsgas
notwendig ist. Weiterhin sind bei der Verbrennung nach dem Oxyfuel-Prozess viel
geringere NOX– und SO2– Emissionen [18] gemessen worden, als bei vergleichbarer
konventioneller Verbrennung mit Luft.
24
Eine erhöhte spezifische Wärmekapazität des CO2/O2-Abgasgemisches hat zur Folge,
dass die Flammenausbreitungsgeschwindigkeit beim Oxyfuel-Prozess langsamer ist.
Eine direkte konzentrierte Zugabe von Sauerstoff in die Verbrennung führt trotz
Erhöhung der lokalen Flammentemperatur nicht zur Steigerung der NOX-Emissionen.
3.3.2 Argonne National Laboratory / USA
Gegenstand der Untersuchungen am Argonne National Laboratory ist der Vergleich von
Kohleverbrennung mit Luft und nach dem Oxyfuel-Prozess. Im Mittelpunkt stehen
Erkenntnisse zur Verbrennung und Wärmeübertragung [19].
Die Anlage hat eine thermische Leistung von 3 Megawatt. Der Brennstoff Kohle reagiert
mittels eines Drallbrenners in einer vertikal angeordneten Brennkammer, die ein
Volumen von 6 m³ hat. Der Brenner ist als Deckenbrenner ausgeführt und brennt
senkrecht nach unten. In der Brennkammer sind Wärmeübertragerflächen angeordnet.
Abbildung 9: Schaltung der 3 MW-Argonne-Versuchsanlage .
25
Die Rauchgasreinigung erfolgt mittels eines Zyklons nach der Brennkammer. Über
einen Heißgasventilator wird der benötigte Teil des Abgases rezirkuliert. Dabei teilt sich
der Rauchgasstrom in einen Anteil, der die Kohle zum Brenner transportiert, und einen
weiteren Teil, der mit Sauerstoff angereichert wird.
Die Anordnung hat eine Abgastrocknungseinheit, die dem Rauchgas den Wasserdampf
entziehen kann. Damit ist es möglich, die Einflüsse des feuchten und des getrockneten
Rezirkulationsstromes auf die Ausbrandeigenschaften zu untersuchen. Die Temperatur
in der Rezirkulation kann somit bei trockener Betriebsweise der Rezirkulation den
Rauchgastaupunkt unterschreiten.
Als Ergebnis der Untersuchungen gibt es nur minimale Leistungsunterschiede zwischen
der Verbrennung von Kohle mit Luft und nach dem Oxyfuel-Prozess.
Als optimales Rezirkulationsverhältnis hat sich die Rückführung von ca. 69% des
feuchten bzw. 63% des trockenen Rauchgases ergeben. Die Veröffentlichungen des
Argonne National Laboratory beziehen sich immer auf ein Rezirkulationsverhältnis, das
den Abgasanteil beschreibt, der nach der Brennkammer rezirkuliert wird. Dieses
Verhältnis trifft aber nur bedingt auf den Zustand am Brenner zu, da eine
Rauchgaskondensation nicht berücksichtigt wird.
Abbildung 10: Temperaturverlauf in der Brennkammer – Luft, Oxyfuel-Prozess (links) [20]. Abbildung 11: Ausbrandrate über Brennkammerlänge (rechts) [20].
Bei der Verbrennung im Oxyfuel-Prozess wird – im Vergleich zur konventionellen
Verbrennung – eine niedrigere Temperaturkurve über die Länge der Brennkammer
erreicht. Ursache ist die höhere Wärmekapazität des CO2/O2-Gasgemisches. Durch
Sauerstoffanreicherung kann die Temperatur in der Brennkammer erhöht werden.
Im Vergleich zur konventionellen Verbrennung werden bei der Verbrennung im Oxyfuel-
Prozess ähnliche Ausbrandraten der Kohle erreicht. Dazu muss der Brenner mit
Dralleinrichtung jedoch leicht verändert werden.
26
3.3.3 CANMET Energy Technology Center / Kanada
Ein Ziel der Forschungen des CANMET-Projektes [21] in Ottawa/Kanada war die
detaillierte Untersuchung der Kohleflamme im Oxyfuel-Prozess. Weiterhin wurde der
Einfluss des Sauerstoffanteils im rezirkulierten Rauchgas auf die Flammenausbildung
erforscht. Als Indikatoren dienten die Flammentemperatur, der Kohleausbrand und die
Schadstoffbildung (NOX und SO2) [22].
Die im Jahre 1994 errichtete Versuchsanlage verfügt über einen Brennraum mit einem
Innendurchmesser von 0,6 m und einer Gesamtlänge der Brennkammer von 7 m. Die
Versuchsfeuerung erreicht dabei eine thermische Leistung von 300 kW. Als fester
Brennstoff diente eine bitumenhaltige Kohle mit einem Heizwert von 32,2 MJ/kg.
Die Rezirkulation des Rauchgases erfolgt nach einer Ascheabscheidung und einem
Heißgasventilator in drei Strömen. Der erste und dritte Teilstrom dient als Trägerstrom
für den Brennstoff und wird wieder zum Brenner geleitet. Der zweite Rauchgasstrom
wird mit Sauerstoff angereichert. Die Schaltung der Anlage ist der folgenden Abbildung
zu entnehmen.
Abbildung 12: Schaltung der CANMET-Versuchsanlage [23].
27
Die Brennkammer ist senkrecht angeordnet und besteht aus einzelnen Segmenten, die
mit Messöffnungen versehen sind. Am unteren Ende der Brennkammer befindet sich
ein Ascheauffangbehälter.
Der Brennkammer nachgeschaltet sind ein Zyklon, ein Elektrofilter und ein Sackfilter.
Der Elektrofilter und der Sackfilter können jeweils über einen Bypass zugeschaltet
werden.
Ein zuschaltbarer Kondensator im Rauchgas dient zum Abkühlen unter die
Kondensationstemperatur. Damit wird dem Rauchgas das Wasser entzogen und es
können Versuche mit trockenem oder mit feuchtem Rezirkulationsgas durchgeführt
werden.
Abbildung 13 ist der schematische Aufbau des Brenners zu entnehmen. Der Brenner ist
als Drallbrenner ausgeführt. Er hat eine direkte Sauerstoffversorgung im Brennerkopf.
Die Versuchsanlage ermöglicht die Verbrennung von festen, flüssigen und gasförmigen
Brennstoffen. Zusätzlich besteht die Möglichkeit, Gas zu verbrennen.
Abbildung 13: Brenneraufbau für Kohlestaubfeuerung mit integriertem Erdgasbrenner [23].
Für eine gute Vergleichbarkeit der Ergebnisse erfolgte die Verbrennung in der Anlage
mit Luft, mit einem CO2/O2-Gemisch aus Druckgasbehältern, das eine ideale
Zusammensetzung des Oxidationsmittels darstellt, sowie mit rezirkuliertem Rauchgas
nach dem Oxyfuel-Prozess.
28
Die Untersuchungen ergaben erwartungsgemäß, dass mit steigender
Sauerstoffkonzentration im Oxidationsmittel die Flammentemperatur steigt. Aufgrund
der höheren Wärmekapazität des Kohlendioxids werden im Vergleich zum
Stickstoffbetrieb mit analogen Konzentrationen geringere Flammentemperaturen
erreicht.
Mit steigender Sauerstoffkonzentration in der Verbrennungsatmosphäre steigen durch
die erhöhte Flammentemperatur auch die NOX-Emissionen [24]. Trotzdem werden beim
Oxyfuel-Prozess insgesamt geringere NOX-Emissionen erreicht als bei der Verbrennung
mit Luft. Dies wird dadurch verursacht, dass ein Teil des NO zu N2 reduziert wird.
Eine weitere Reduzierung der NOX-Emissionen erfolgt im Betrieb mit trockener
Rezirkulation, da bei der Kondensation des Wasserdampfes, der im Rauchgas
enthalten ist, ein Teil der Stickoxide gelöst wird [23].
3.3.4 Brennkammer 20 kW / IVD Stuttgart
Das Institut für Verbrennung und Dampferzeugung (IVD) an der Universität Stuttgart
verfügt unter anderem über eine 20 kW Brennkammer, die für
Grundlagenuntersuchungen zum Oxyfuel-Prozess geeignet ist.
Sie ähnelt einem Field-Reaktionsrohr, verfügt aber über die Möglichkeit zur
Rezirkulation von Abgas.
29
Abbildung 14: Oxyfuel-Reaktionsreaktor mit partieller Rezirkulation.
Die Förderung der Kohle erfolgt entweder mit Luft oder mit Kohlendioxid aus
Druckgasbehältern. Die sekundäre Rezirkulation kann aber mit realem Rauchgas
erfolgen und ist somit einer realen Oxyfuel-Anlage ähnlicher. Die Anlage verfügt je nach
Fahrweise über eine interne Entstickung für Steinkohleverbrennungsversuche und eine
interne Filterung. Nach diesen 2 Abgasreinigungsschritten wird das rezirkulierte Abgas
wieder aufgeheizt. Als Brennstoffe werden Steinkohlen (Klein Kopje) und Braunkohlen
(Lausitzer Revier) eingesetzt. Arbeiten an dieser Anlage erfolgen zur NOX-Problematik
im Oxyfuel-Prozess.
Die Forschungsarbeiten haben ergeben, dass bei der Oxyfuel-Verbrennung eine
Reduzierung der NOX-Emissionen – im Vergleich zur konventionellen Verbrennung mit
Luft – erfolgt. Die NOX-Produktion ist bei ähnlichen Brennkammertemperaturen deutlich
reduziert, was auf den fehlenden Luftstickstoff zurückzuführen ist [25].
30
Abbildung 15: Unterschied der Konzentrationen in der Flamme über die Brennkammerlänge zwischen Baseline (Luft) und Oxyfuel 27 [26].
Beispielhaft für viele Publikationen sei hier vermerkt, dass sich im Unterschied zur
konventionellen Verbrennung mit Luft die Angabe der Frachten für Bestandteile im
Abgas durchgesetzt hat (Abbildung 15).
Werden bei der Luft-Verbrennung meist Konzentrationen (mg/Nm³) im Abgas
angegeben, so ist beim Oxyfuel-Prozess eine Angabe in Masse pro eingebrachter
Brennstoffenthalpie (mg/MJ) von Vorteil. Damit wird der deutlich reduzierte Abgasstrom
berücksichtigt, der entsteht, weil die Konzentrationen im Abgas bei konstanten Frachten
viel höher sind, da die verdünnende Wirkung des Luft-Stickstoffes fehlt.
Weiterhin ist an dieser Forschungseinrichtung die Umrüstung einer existierenden 0,5
MW Staubfeuerung für den Oxyfuel-Betrieb abgeschlossen [26]. Im Wesentlichen
stehen an dieser Anlage die Validierung der Ergebnisse der Brennstoffuntersuchungen
an der 20 kW Anlage sowie der weitere Erkenntnisgewinn im Mittelpunkt. Es werden
auch Untersuchungen zum Ansatzverhalten von Brennstoffaschen im Brennraum
durchgeführt.
3.3.5 Fallrohrreaktor / TU Hamburg-Harburg
Die Technische Universität Hamburg-Harburg verfügt seit 2006 über eine Oxyfuel-
fähige Brennkammer, die ähnlich einem Fallrohrreaktor ist [27].
Der Reaktor verfügt nicht über eine Rezirkulation von Abgas. Die Stoffströme werden
aus Gasflaschen gemischt und zudosiert. Mit einem Wasserdampf-Generator sind die
verschiedensten Varianten möglich. Die Rezirkulation kann zwischen wasser- und
31
schadstofffrei und bis hin zu einer – hinsichtlich der Schadstoffe – angereicherten
Fahrweise betrieben werden [28].
Abbildung 16: Oxyfuel-Brennkammer an der TU Hamburg-Harburg [27].
Der Brennstoff wird erst trocken und ohne zusätzliche Schadstoffe verbrannt und die
Abgaszusammensetzung am Brennkammerende untersucht. Danach wird
entsprechend den gemessenen Werten am Brennkammereintritt eine synthetische
„Rezirkulation“ für diesen Punkt gemischt und dosiert.
Die Brennkammer selbst hat zwar einen Brenner, aber die Flamme ist primär nur
bedingt selbsttragend. Beheizte Keramikschalen in der Ausmauerung sorgen für eine
gleichmäßige Temperierung der Brennkammer. Diese Bauweise weist Parallelen zu
einem klassischen Fallrohrreaktor auf.
Vorteilhaft ist das schnelle An- und Abfahren der Versuchsanlage. Weiterhin bietet die
Temperierung der Brennkammerwände die Möglichkeit, bei wechselnden
Masseströmen und gleichem Brennstoffeintrag die Wandtemperaturen der
Brennkammer konstant zu halten.
Diese Brennkammer wird derzeit vor allem für Untersuchungen von südafrikanischer
Steinkohle genutzt.
32
3.3.6 Zusammenfassung der Versuchsanlagen
Die Tabelle bietet einen vergleichenden Überblick über 4 der vorgestellten Oxyfuel-
Prozess-Versuchsstaubfeuerungen.
Tabelle 4: Übersicht über existierende Versuchsstaubfeuerungen.
NEDO Japan
Argonne USA
CANMET Kanada
IVD Stuttgart
Baujahr 1985 1988 1994 2003
Thermische
Leistung [MW] 1,2 3,0 0,3 0,020
Brennstoff Kohle Kohle
Öl
Bitumen-
haltige Kohle,
Öl, Gas
Kohle
Brennerart Staubbrenner mit Drallvorrichtungen Fallrohr-
reaktor
Anordnung
Brennkammer horizontal vertikal vertikal vertikal
Brennkammerlänge
[m] 7,5 6 7 2,5
Rezirkulation reales Abgas zur Rezirkulation,
meist mit interner flexibler Abgasbehandlung
Flaschengas,
teilweise
feucht
Die Versuchsanlagen sind je nach Brennstoff optimiert und vor allem für
Flammenuntersuchungen eingesetzt worden.
Bei allen Anlagen ist eine interne Filterung der Asche im Kohlebetrieb vorgesehen.
Teilweise wird auch das primär rezirkulierte Abgas für den Brennstofftransport
auskondensiert.
Die IVD-Anlage ist zwar zwangsbeheizt, zeigt aber, dass auch bei Anlagen im
kleintechnischen Maßstab (< 100 kW) ein Oxyfuel-Betrieb, wenn auch durch
Wandbeheizung unterstützt, möglich sein kann
33
3.4 Ziele für weitere Versuche an einer Staubfeuerungs-
Versuchsanlage
Bisherige Forschungsanlagen sind vor allem zur Flammenuntersuchung beim Oxyfuel-
Prozess genutzt worden. Eine Herausforderung ist die Nutzung von realem Abgas für
die Rezirkulation und den Brennstofftransport zum Brenner.
Es können folgende Untersuchungsziele definiert werden:
Brennstoff Bisher ist vor allem die Eignung von Gas und Steinkohle für den Oxyfuel-Prozess
erbracht worden. Ein Ziel ist die Nutzung von Braunkohle. Kritisch sind dabei die hohen
Wasser- und Schwefelgehalte der Kohle. Auch steht noch der Nachweis der Nutzung
heimischer Braunkohle für den Oxyfuel-Prozess für zukünftige moderne Kraftwerke in
Deutschland aus.
Rezirkulation Beim Steinkohle-Betrieb wird in der Rezirkulation nur eine geringe Wasserkonzentration
erreicht. Bei Braunkohle werden sehr hohe Wassergehalte erwartet. Die Möglichkeit
einer feuchten Rezirkulation bei variierenden Prozess-Parametern, auch für feuchte
Brennstoffe, sollte nachgewiesen werden.
Kennfeld Flammenuntersuchungen sind für die mathematische Modellierung von Flammen unter
Oxyfuel-Bedingungen von großer Bedeutung. Dazu laufen schon seit einigen Jahren
detailierte Forschungen.
Bisher existieren noch keine systematischen Untersuchungen zu Restsauerstoff und
Falschluft bei variierender Rezirkulation. Diese sind eine Voraussetzung für die
Erstellung von Kennfeldern, die für den Betrieb großtechnischer Anlagen von
Bedeutung sind.
34
4 Bilanzierung
4.1 Grundlage der Bilanzierung – Braunkohle-Luft-Verbrennung
Für die Bilanzierung einer Kohle-Sauerstoff-Reaktion mit Abgasrezirkulation sind
Teilbilanzierungen der Stoff- und Energieströme nötig.
Diese Arbeit stellt eine variable Bilanzierung mit interner Ascheabscheidung vor. Für die
meisten Kohlen wird eine interne Ascheabscheidung notwendig sein, da eine
Rückführung der Asche in den Brennraum zu großen Reinigungsproblemen der
Heizflächen führen würde.
Weiterhin wird in der Arbeit eine Aufwärmung des rezirkulierten Abgases durch interne
Wärmeverschiebung berücksichtigt. Dies ist nötig, weil das vorgewärmte Abgas zur
Vortrocknung des Brennstoffes benötigt wird. Außerdem sind keine Fördergebläse
verfügbar, die in der „Kraftwerksklasse“ deutlich über 400 °C arbeiten können. Je höher
die Rezirkulationstemperatur steigt, desto größer werden die erforderlichen
Gebläseantriebsleistungen und die Baugrößen der Förderaggregate. Weiterhin ist für
eine „heiße“ Rezirkulation auch eine Heißgasfilterung notwendig.
Die Fragen der Heißgasfilterung und der Bereitstellung von Förderaggregaten für die
Heißgasrezirkulation werden derzeit in anderen Forschungsvorhaben untersucht [29].
Für diese Arbeit und die Bilanzierung der Staubfeuerungs-Versuchsanlage im Oxyfuel-
Prozess werden drei Hauptreaktionen der Verbrennung zu Grunde gelegt.
C + O2 → CO2
S + O2 → SO2
2 H + ½ O2 → H2O
Basis ist der vollständige Stoffumsatz der jeweiligen Reaktionspartner. Mit diesen
Beziehungen ergibt sich der Mindestsauerstoffbedarf stöch,2Om& . Mit dem angestrebten
Restsauerstoffgehalt im Rauchgas ergibt sich eine globale Rauchgasmenge.
Statistische Verbrennungsrechnungen mit festem Sauerstoffanteil im Oxidationsmittel –
wie beispielsweise nach Effenberger [30] – sind im Oxyfuel-Prozess nur bedingt
anwendbar.
35
4.1.1 Stoffwertbestimmung – Bezugsgrößen
Für die Bilanzierung der Stoffströme bei diesem Verbrennungsprozess werden
umfangreiche Stoffdaten benötigt. Dazu wird eine Stoffdatensammlung [31] verwendet.
Mit den Stoffwerten wurde im Tabellenkalkulationsprogramm MS Office Excel eine
Bilanzierung erstellt.
Mit dieser ist eine übersichtliche Darstellung von Stoff- und Energieströmen – auch für
Teilbilanzsysteme und deren Zusammenführung zu einem Gesamtbilanzsystem –
möglich.
Als Bezugsgrößen für die Stoffwerte werden in dieser Arbeit eine Bezugstemperatur
(ϑB = 0°C = 273,15 K) und ein Bezugsdruck (p0 = 101,325 kPa) gewählt.
Für die Bilanzierung werden bei den Stoffströmen die chemischen und die
physikalischen Enthalpieanteile berücksichtigt.
)h+h(*m=)h+h(*m=H+H=H uphBRchphchph&&&&& (2)
Brennstoffe haben meist einen chemischen und einen physikalischen Enthalpieanteil.
Tabelle 5: Beschreibung der chemischen und der physikalischen Enthalpie für Brennstoffe.
Die chemische Enthalpie ist die Summe der Enthalpien der Einzelbestandteile.
∑=
ψ=n...1i
i,uich h*h
Bei Kohle ist die chemische Enthalpie gleich dem unteren Heizwert.
uch hh =
Die physikalische Enthalpie ist abhängig von Druck und Temperatur.
)T,p(fhph =
Bei nicht chemisch reagierenden Stoffströmen (Kühlluft, Kühlwasser, kaltes Abgas)
entfällt der chemische Anteil und es wird nur der physikalische Enthalpieanteil bilanziert.
36
4.1.2 Stoffwertbestimmung – Brennstoff
Für die Bilanzierung des Oxyfuel-Prozesses werden Analysen als Basis verwendet, die
im Kraftwerkstechnischen Labor der Technischen Universität Dresden gemessen
wurden (siehe Tabelle 6).
Tabelle 6: Zusammensetzung von Vattenfall-Braunkohlestaub / analysenfeucht (Lieferung 2006).
Name Symbol Masseanteil [m.-%] DIN Wasser H2O 10,8 Kohlenstoff C 56,7 Wasserstoff H 4,4 Stickstoff N 0,6 Schwefel S 0,8 Asche A 4,81 51719 Chlorid Cl 0,11 Sauerstoff O 21,8 Flüchtige Bestandteile 47,4 51720
Zusätzlich zur Brennstoffanalyse wurde eine Ascheprobe des Brennstoffs –
Trockenbraunkohlestaub des Vattenfall-Konzerns – analysiert. Dazu wurde eine
Brennstoffprobe unter Laborbedingungen DIN-konform in einem Ofen verascht.
Tabelle 7: Chemische Zusammensetzung der Brennstoffasche Vattenfall BKS / DIN 51 729 [32].
Name Symbol Masseanteil [m.-%] Silizium SiO2 6,6 Aluminium Al2O3 4,75 Eisen Fe2O3 24,48 Kalzium CaO 26 Magnesium MgO 9,14 Sulfat SO3 24,25 Natrium Na2O 0,16 Kalium K2O 0,45 Rest div. 4,17
37
Die jeweiligen Elemente sind nach DIN als Oxide angegeben. Die Veraschung erfolgte
nach DIN mit Luft in einem Muffel-Ofen. Für Veraschung unter Oxyfuel-Bedingungen
(Kohlendioxid-Sauerstoff-Gemisch) existiert keine Vorgabe.
Viele der Elemente standen während der Versuchsreihen kontinuierlich unter
Beobachtung im Labor. Für jedes Fass der Lieferung Braunkohlestaub wurden dessen
Heizwert (hu) und die analysiert.
Tabelle 8: Unterschiede im Heizwert (hu).
Name Einheit Heizwert Labor DIN 51900 TU Dresden [MJ/kg] 21,1
Berechnung – Dulong Basis: Laboranalysen [MJ/kg] 20,9
Lieferbedingung Vattenfall [MJ/kg] ≈ 21,0
Der Heizwert zeigte sich über den Versuchszeitraum als sehr konstant. Kritischer ist die
Feuchte, die der getrocknete Braunkohlestaub anzieht. Deshalb war eine spezielle
Lagerung der Kohle notwendig.
Im Oxyfuel-Prozess hat die Feuchte in der Kohle einen größeren Einfluss, da diese
neben dem Verdünnungseffekt im Abgas auch maßgeblich die adiabate
Reaktionstemperatur beeinflusst, was sich stark auf die Bildung der Abgas-Schadstoffe
im Oxyfuel-Prozess auswirken kann.
38
4.1.3 Modellvorstellung, Massen- und Energiebilanz
Für die Massen- und Energiebilanz wird der Prozess in Teilbilanzen nach DIN 3460 [33]
zerlegt und analysiert. Von einer theoretisch-mathematischen Bilanzierung ausgehend,
wird mittels Versuchen an der bilanzierten Versuchsanlage untersucht, ob das
vereinfachte Bilanzmodell zur Abbildung des Oxyfuel-Prozesses für eine
kleintechnische Staubfeuerungs-Versuchsanlage geeignet ist und damit auf den
Großprozess übertragen werden kann.
Abbildung 17: Vorgehensweise bei der Bilanzierung einer Staubfeuerungs-Versuchsanlage für den Oxyfuel-Prozess.
In dem folgenden Schema ist ein vereinfachtes Bild der Verschaltung der Teilbilanzen
dargestellt.
Abbildung 18: Verschaltung der Einzelbilanzen zur globalen Bilanz.
Die globale Bilanz der Kohle-Sauerstoff-Verbrennung mit Abgasrückführung lässt sich
in vier Teilbilanzen aufteilen.
39
Tabelle 9: Erläuterung der Teilbilanzen.
Bilanz Information
Brennkammer o Reaktion von Brennstoff mit Oxidationsmittel
o Beimischung des zurückgeführten Abgases
o Kühlung der Brennkammerwand
o Verluste durch Abstrahlung der Brennkammer
Abgaskühler o Abkühlung des Abgases auf Filtertemperatur
o Verluste durch Abstrahlung des Abgaskühlers
Abgasfilter o Abtrennung der Asche aus dem Abgas
o Teilung des Abgasstromes für Rückführung
o Verluste durch Abstrahlung des Filters
Rezirkulation o Förderung des Abgases zur Rezirkulation mittels
Ventilator
o Aufheizung des Abgases zur Brennstofftrocknung
o Verluste durch Abstrahlung der Komponenten
Für großtechnische Anlagen wird eine interne Wärmeverschiebung berücksichtigt.
Abbildung 19: Interne Wärmeverschiebung für größere Anlagen.
Im Unterschied zu Abbildung 18 kann bei dieser Prozessführung auf externe
Heizenergie zur Wiederaufwärmung des rezirkulierten Rauchgases verzichtet werden.
Damit verringert sich aber auch der Enthalpiestrom des Kühlmediums.
40
4.1.3.1 Bilanzkreis: Verbrennung / Brennkammer (BK)
Abbildung 20: Darstellung des Bilanzkreis-Moduls Verbrennung und Wandkühlung.
Bei der Bilanzierung des Verbrennungsmoduls werden neben dem Stoffumsatz des
Brennstoffes auch eine Wandkühlung und die Abstrahlungsverluste der Brennkammer
an die Umgebung berücksichtigt.
Tabelle 10: Erläuterung der Teilströme. V1 Enthalpiestrom Oxidationsmittel ( )BOMOM,pmOMOM *c*mH ϑ−ϑ= &&
V2 Enthalpiestrom Brennstoff uBRBR h*mH && =
V3 Enthalpiestrom des rezirkulierten
Abgases ( )BR,REZIAG,pmREZI,AGRZ,REZI *c*mH ϑ−ϑ= &&
V4 Enthalpiestrom des eintretenden
Kühlmediums ( )Bin,KWin,KW,pmin,KWin,KM *c*mH ϑ−ϑ= &&
V5 Enthalpiestrom Abgasstrom aus der
Brennkammer ( )BBK,AGBK,A,pmBK,ABK,AG,pmBK,AGBK,AG *)c*mc*m(H ϑ−ϑ+= &&&
V6 Enthalpiestrom des austretenden
Kühlmediums ( )Baus,KWaus,KW,pmaus,KWaus,KM *c*mH ϑ−ϑ= &&
V7 Wärmeverluste an der Brennkammer .)etc,Isolierung,Geometrie(fQ F,V =&
Energiebilanz der Verbrennung und Wandkühlung
BK,Vaus,KLBK,ABK,AGin,KLREZI2OBR QHHHHHHH &&&&&&&& +++=+++ (3)
Massebilanz der Verbrennung und Wandkühlung
aus,KLBK,ABK,AGaus,KLREZI2OBR mmmmmmm &&&&&&& ++=+++ (4)
41
4.1.3.2 Bilanzkreis: Abgaskühler (AK)
Abbildung 21: Bilanzkreis um den Abgaskühler.
Da normalerweise zwischen dem Kühlmedium und dem Abgas kein Stoffaustausch
erfolgt, ist die Masse der Teilströme konstant.
Tabelle 11: Erläuterung der Teilströme. K1 Enthalpiestrom Abgasstrom in den
Abgaskühler ( )BBK,AGBK,A,pmBK,ABK,AG,pmBK,AGBK,AG *)c*mc*m(H ϑ−ϑ+= &&&
K2 Enthalpiestrom des eintretenden
Kühlwassers ( )Bin,KWin,KW,pmin,KWin,KW *c*mH ϑ−ϑ= &&
K3 Enthalpiestrom Abgasstrom aus dem
Abgaskühler ( )BAK,AGAK,A,pmAK,AAK,AG,pmAK,AGAK,AG *)c*mc*m(H ϑ−ϑ+= &&&
K4 Enthalpiestrom des austretenden
Kühlwassers ( )Baus,KWaus,KW,pmaus,KWaus,KW *c*mH ϑ−ϑ= &&
K5 Wärmeverluste des Abgaskühlers .)etc,Isolierung,Geometrie(fQ F,V =&
Dafür ergeben sich folgende Bilanzen:
Energiebilanz des Abgaskühlers
AK,Vaus,KWAK,AAK,AGin,KWBK,ABK,AG QHHHHHH &&&&&&& +++=++ (5)
Massebilanz des Abgaskühlers
aus,KWAK,AAK,AGin,KWBK,ABK,AG mmmmmm &&&&&& ++=++ (6)
Natürlich gelten diese Bilanzen auch für andere Kühlmedien. Da meist mit Wasser
gekühlt wird, erfolgt hier eine Darstellung für Kühlwasser.
42
4.1.3.3 Bilanzkreis: Abgasfilter und Teilung (F)
Die Bilanzierung erfolgt hier für interne Filterung. Wird keine interne Filterung benötigt,
wie zum Beispiel bei einer Gasfeuerung, kann dieses Modul auf die Teilungsfunktion
beschränkt werden.
Abbildung 22: Darstellung des Bilanzkreises Abgasfilterung und Teilung.
In der folgenden Tabelle sind die Teilberechnungen der jeweiligen Masse- und
Energieströme dargestellt. Tabelle 12: Erklärung der Teilströme F1 Enthalpiestrom Abgasstrom in den
Bilanzkreis ( )BAK,AGAK,A,pmAK,AAK,AG,pmAK,AGAK,AG *)c*mc*m(H ϑ−ϑ+= &&&
F2 Enthalpiestrom Abgasstrom für
Rezirkulation ( )BF,AGF,AG,pmF,REZIF,REZI *c*mH ϑ−ϑ= &&
F3 Enthalpiestrom Abgasstrom (Rest) ( )BF,AGF,AG,pmF,AGF,AG *c*mH ϑ−ϑ= &&
F4 Enthalpiestrom der Asche aus
Abgasstrom ( )BAA,pmAA *c*mH ϑ−ϑ= &&
F5 Wärmeverluste der Bauteile .)etc,Isolierung,Geometrie(fQ F,V =&
Je nach Abgastemperatur nach dem Abgaskühler kann der Einsatz verschiedener
Entaschungsverfahren erfolgen. Insgesamt kann bei höherem Ascheanteil und hoher
Ascheabscheidungstemperatur ein erheblicher Wärmeaustrag an dieser Stelle über die
Feststofffrachten erfolgen. Deshalb ist eine Berücksichtigung des Ascheabzugs
notwendig.
Energiebilanz Abgasfilter und Teilung
F,VF,AF,AGF,REZIAK,AAK,AG QHHHHH &&&&&& +++=+ (7)
Massebilanz Abgasfilter und Teilung
F,AF,AGF,REZIAK,AG mmmm &&&& ++= (8)
43
4.1.3.4 Bilanzkreis: Rezirkulation (R)
Für die Bilanzierung der Rezirkulation ist der Massestrom des rezirkulierten Abgases
wesentlich.
Abbildung 23: Darstellung des Bilanzkreises Rezirkulation.
In der folgenden Tabelle sind die Berechnungsschritte der jeweiligen Masse- und
Energieströme dargestellt. Tabelle 13: Erläuterung der Teilströme. R1 Enthalpiestrom des rezirkulierten
Abgasstromes vom Teiler ( )BF,REZIAG,pmREZI,AGF,REZI *c*mH ϑ−ϑ= &&
R2 Energieaufwand für Rezirkulation .)etc,Gegendruck,Geometrie(fP Vent,el =
R3 Heizwärme für Vorwärmung der
Rezirkulation )(*c*mQP F,REZIR,REZIAG,pmREZI,AGLuvo,elLuvo,el ϑ−ϑ== &
R4 Enthalpiestrom des rezirkulierten
Abgasstromes zum Brenner ( )BF,REZIAG,pmREZI,AGR,REZI *c*mH ϑ−ϑ= &&
R5 Wärmeverluste der Bauteile .)etc,Isolierung,Geometrie(fQ R,V =&
Für die Gesamtbilanz des Bilanzkreises ergeben sich folgende 2 Zusammenhänge:
Energiebilanz Rezirkulation
R,VR,REZIR,V2,REZI1,REZILuvo,elVent,elF,REZI QHQHHPPH &&&&&& +=++=++ (9)
Massebilanz Rezirkulation
R,REZI2,REZI2,REZI2,REZI1,REZIAF,REZI mmmmmm &&&&&& =+=+= (10)
Zur Vereinfachung wird die elektrische Energie der Förderung (Antrieb Ventilator) als
reine mechanische Arbeit zur Überwindung der Rohrleitungsverluste der gesamten
Rezirkulation angenommen. Die Temperaturerhöhung der Förderung ist gering und wird
über die Heizung in den Luftvorwärmern berücksichtigt.
44
4.1.3.5 Bilanzkreis: Globalbilanz
Abbildung 24: Zusammenfassung aller Teilbilanzen zur Globalbilanz für die Staubfeuerungs-Versuchsanlage.
Globale Energiebilanz
global,Vaus,KWaus,KLAAGin,KWin,KLelOMBR QHHHHHHPHH &&&&&&&&& ++++=++++ (11)
RZ,VAF,VAK,VBK,Vi0
i,Vglobal,V QQQQQQ &&&&&& +++== ∑→
Globale Massebilanz
KWKLAAGKWKLBR2O mmmmmmmm &&&&&&&& +++=+++ (12)
45
4.1.4 Globaler Sauerstoffbedarf und Rezirkulationsmenge in Abhängigkeit zu Sauerstoffüberschuss und Restsauerstoff im Oxyfuel-Prozess
Bei einer Verbrennungsrechnung ergibt sich je nach Brennstoff immer eine
stöchiometrisch notwendige Mindestmenge an Sauerstoff.
)m(fm BRstöch,2O&& = mit
g,BR
stöch,2Ostöch m
mO
&
&= (13)
In der folgenden Grafik sind die jeweiligen Bilanzkreise dargestellt.
Abbildung 25: Vereinfachte Bilanzierung zur Darstellung der lokalen und globalen Stöchiometriezahl.
Die Globale Stöchiometriezahl – bei konventioneller Verbrennung Luftüberschusszahl
genannt – ist das Verhältnis aus dem global zugeführten und dem mindestens
benötigten Sauerstoff zur vollständigen Umsetzung des Brennstoffes.
stöch,O
g,Oglobal m
m=
2
2
&
&λ (14)
Bei der Luftüberschusszahl erfolgt diese Definition entsprechend mit Luft.
Die interne bzw. lokale Stöchiometriezahl berücksichtigt das vor der Brennkammer
rezirkulierte Abgas. Dieses Abgas hat je nach Betriebspunkt eine bestimmte Menge
Restsauerstoff.
stöch,O
l,O,ziRegloballokal m
m+=
2
2
&
&λλ (15)
46
Daraus folgt, dass globallokal > λλ , wenn rezirkuliert wird und das Abgas einen Anteil an
Restsauerstoff hat.
Die Konzentration des Sauerstoffs im Abgas ist lokal und global gleich.
g,O,AGl,O,AG = 22 ξξ
Die Sauerstoffkonzentration am Brennkammereintritt lässt sich wie folgt bestimmen:
l,ziReg,O
l,ziRel,O,ziReg,Ol,O,RG m+m
m*+m=
&&
&&
2
222
ξξ (16)
Der Sauerstoff im rezirkulierten Abgas lässt sich über die Konzentration im globalen
Abgas bestimmen:
l,ziRe
l,O,ziReg,O,AG mm
=&
&2
2ξ (17)
Der globale Sauerstoffbedarf lässt sich über den stöchiometrisch notwendigen Anteil
und den angestrebten Restsauerstoff im globalen Abgas bestimmen.
)(m*+m
=mg,O,AG
g,Bg,O,AGstöch,Og,O
2
222 -1 ξ
ξ &&& (18)
Mit den Gleichungen (18) und (14) lässt sich die Globale Stöchiometriezahl
beschreiben.
)(O*+
=g,O,AG
stöchg,O,AG
global2
2
-1
11
ξ
ξλ (19)
Die Globale Stöchiometriezahl ist somit nur abhängig von:
o Restsauerstoff im Abgas g,AG,2Oξ o Sauerstoffbedarf Ostöch.
Für die lokale Stöchiometriezahl muss der rezirkulierte Sauerstoff berücksichtigt
werden. Dafür muss die notwendige Rezirkulationsmenge bestimmt werden, die das
Zielkriterium eines bestimmten Sauerstoffüberschusses am Brennkammereintritt erfüllt.
47
)(
))(m*+m
(=m
l,O,AGl,O,RG
l,RGOg,O,AG
g,Bg,O,AGstöch,O
l,ziRe22
22
22
-
-(1*) -1
ξξ
ξξξ &&
& (20)
Die Rezirkulationsmenge ist damit abhängig von:
o Restsauerstoff im Abgas g,AG,2Oξ o Sauerstoffkonzentration am Brennkammereintritt BK,2Oξ o Massestrom Brennstoff BRm& o Mindestmassestrom Sauerstoff min,2Om&
Zu Beginn wurde dargestellt, dass die lokale Stöchiometriezahl zusätzlich zur globalen
noch den rezirkulierten Sauerstoffanteil berücksichtigt.
stöch,O
l,O,ziRegloballokal m
m+=
2
2
&
&λλ
Die folgende Beziehung beschreibt den rezirkulierten Sauerstoffanteil nur in
Abhängigkeit der Konzentrationen und des Mindestsauerstoffs.
l,O,AGg,O,AG
l,RGO
l,O,AGl,O,RG
stöchg,O,AG
stöch,O
l,O,ziRe *)()
*)(
O*+
=mm
22
2
22
2
2
2
-1 -(1
-
11
ξξξ
ξξ
ξ
&
& (21)
Dafür ergibt sich ein Zusammenhang für die lokale Stöchiometriezahl:
stöch,O
l,O,ziRe
g,O,AG
stöchg,O,AG
lokal mm
+)(O*+
=2
2
2
2
-1
11
&
&
ξ
ξλ
l,O,AGg,O,AG
l,RGO
l,O,AGL,O,RG
stöchg,O,AG
g,O,AG
stöchg,O,AG
lokal *)()
*)(
O*+
+)(O*+
= 22
2
22
2
2
2
-1 -(1
-
11
-1
11
ξξξ
ξξ
ξ
ξ
ξλ (22)
Diese Formel zeigt deutlich, dass sich die lokale Stöchiometriezahl erheblich von der
globalen unterscheidet.
Die lokale Stöchiometriezahl ist somit nur abhängig von:
o Restsauerstoff im Abgas AGO ,2ξ o Sauerstoffkonzentration am Brennkammereintritt BKO ,2ξ o Sauerstoffbedarf Ostöch.
48
4.1.5 Unterschiede der globalen und lokalen Stöchiometriezahl im Oxyfuel-Prozess und bei der konventionellen Verbrennung
Bei der konventionellen Verbrennung mit Luft wird je nach den Eigenschaften des
Brennstoffes eine bestimmte Mindestmenge Brennluft min_Lm& benötigt, um die
vollständige Umsetzung der brennbaren Bestandteile in der Verbrennung zu erreichen
[30].
Technische Verbrennungen werden immer mit einem Luftüberschuss λL [34] betrieben.
Ziel ist es, durch ein Überangebot an Sauerstoff die Wahrscheinlichkeit zu erhöhen,
dass alle brennbaren Bestandteile im Bereich der Reaktion einen Oxidationspartner
erhalten. Die konventionelle Definition der Stöchiometriezahl lautet:
min_L
zu_LL m
m&
&=λ (23)
Je nach Anlagentyp haben sich verschiedene Lambdawerte als technisch sinnvoll
erwiesen. Einige Beispiele sind in der nachfolgenden Tabelle verzeichnet.
Tabelle 14: Luftverhältniszahlen für verschiedene Feuerungsarten [30].
Feuerungsart Lambdawert λL
Rostfeuerung 1,25 ... 1,35
Staubfeuerung 1,20 ... 1,30
Ölfeuerung 1,05 ... 1,10
Gasfeuerung 1,02 ... 1,10
Verallgemeinert gilt, dass umso weniger Luftüberschuss benötigt wird, je besser sich
Brennstoff und Luft im Bereich der Flamme mischen lassen. Einschränkend wirken
dabei natürlich die Brennstoffaufbereitung und die -qualität.
Bei vollständigem Umsatz des Brennstoffes hat die Stöchiometriezahl beim Oxyfuel-
Prozess und bei der Luft-Verbrennung einen wesentlichen Einfluss auf den
Restsauerstoff im Abgas am Brennkammerende.
Für den Oxyfuel-Prozess ist der Restsauerstoff im Abgas abhängig vom
Mindestsauerstoffbedarf pro Brennstoffeinheit (Ostöch) und der globalen
Stöchiometriezahl beim Oxyfuel-Prozess (λglobal_OP).
49
OP_globalstöch
OP_globalg,2O,AG
O1
1
λ+
λ=ξ
- (24)
Vorteilhaft ist der Vergleich der Stöchiometriezahlen für Luft- und Sauerstoff-
Verbrennung bei gleichem Abgasrestsauerstoff für den eingesetzten Braunkohlestaub.
Dafür wird der Restsauerstoff bei der Verbrennung mit Luft bestimmt.
Abbildung 26: Vereinfachtes Bilanzschema für die Stöchimetriezahl bei konventioneller Verbrennung.
Bei der konventionellen Verbrennung gilt die Definition für die Stöchiometriezahl λ:
stöchL
LL_global ,m
m&
&=λ und
g,B
stöch,Ostöch m
mO
&
&= mit
L,2O
stöch,OstöchL
m,m
ξ=&
& .
Der Sauerstoff im Abgas ist der Sauerstoff, der bei der stöchiometrischen Verbrennung
nicht verbraucht wird.
stöch,OLL,2OLg,Bg,2O,AG mm*)mm(* &&&& −ξ=+ξ (25)
Ersetzt man die Masseströme mit der Definition der Stöchiometriezahl und führt die
dimensionslose Größe Ostöch ein, erhält man einen vom Massestrom unabhängigen
Ausdruck für den Restsauerstoff im Abgas bei konventioneller Verbrennung.
L,2O
L_global
stöch
L_global
stöchL,2O
L_global
L_globalstöchg,2O,AG
O1
1
O*1
1*O
ξ
λ+
−λ=
ξ
λ+
−λ=ξ
(26)
Jetzt können beide Konzentrationen des Abgases im Oxyfuel-Prozess und bei der Luft-
Verbrennung gleich gesetzt werden.
50
OP,2O
OP_global
stöch
OP_global
L,2O
L_global
stöch
L_globalg,2O,AG
O1
1
O1
1
ξ
λ+
λ=
ξ
λ+
−λ=ξ
-
Diese beiden Stöchiometriezahlen können nun bei gleichem Restsauerstoff im Abgas
(ξAG,O2,g) ins Verhältnis gesetzt werden.
Abbildung 27: Verhältnis der Stöchiometriezahlen zwischen konventioneller Verbrennung mit Luft
(ξOM,O2,g = 0,23) und Oxyfuel-Prozess (ξOM,O2,g = 1,00).
Aus Abbildung 27 ist zu sehen, dass generell beim Oxyfuel-Prozess geringere
Stöchiometriezahlen zu erwarten sind. Je größer der Mindestsauerstoffbedarf je
Brennstoff (Ostöch) ist, desto größer ist die Differenz zwischen den beiden
Stöchiometriezahlen.
In Abbildung 28 ist demgegenüber die Stöchiometriebeziehung (Ostöch) konstant
gehalten. Dabei wird dem idealen Oxyfuel-Prozess ein realer Oxyfuel-Prozess mit
geringem Falschluft-Anteil gegenüber gestellt. Hierbei variiert das Oxidationsmittel (OM)
zwischen 80 Masseprozent (Oxyfuel real) und 100 Masseprozent (Oxyfuel ideal). Je
mehr das Oxidationsmittel mit Sauerstoff angereichert ist, umso geringer wird der
Unterschied zum idealen Oxyfuel-Prozess. Daraus folgt, dass für einen Oxyfuel-
Prozess mit kleinem Falschluftanteil, was zu einem ζO2,OM,g von 0,95 bis 0,99 führt, in
etwa die Stöchiometriezahl des idealen Oxyfuel-Prozesses angegeben werden kann.
Erst bei großen Falschluftanteilen oder geringen Sauerstoffanreicherungen mit Luft
muss eine spezielle Stöchiometriezahl bestimmt werden.
51
Abbildung 28: Verhältnis der Stöchiometriezahlen bei verschiedenen Zusammensetzungen des Oxidationsmittels im Oxyfuel-Prozess.
Darauf aufbauend kann man die Veränderung der globalen Stöchiometriezahlen beim
Oxyfuel-Prozess abschätzen. In der nachfolgenden Tabelle sind Richtgrößen
dargestellt. Je nach Brennstoff und dem jeweiligen Sauerstoffbedarf ergeben sich
Verschiebungen. Tabelle 15: Übertragung konventioneller Luftverhältniszahlen für verschiedene Feuerungsarten [30] auf Oxyfuel-Prozess-Bedingungen.
Feuerungsart Stöchiometriezahl λkv
Konventionelle Feuerung mit Luft
Stöchiometriezahl λOP
Oxyfuel-Feuerung mit Sauerstoff
Rostfeuerung 1,25 ... 1,35 1,17…1,24
Staubfeuerung 1,20 ... 1,30 1,13 … 1,20
Ölfeuerung 1,05 ... 1,10 1,03 … 1,07
Gasfeuerung 1,02 ... 1,10 1,01 … 1,07
Wesentlich für den Unterschied ist der fehlende Luftstickstoff beim Oxyfuel-Prozess.
Gleicher Restsauerstoff im Abgas wird mit weniger Sauerstoffüberschuss am
Brennkammereintritt erreicht, da die Abgasmenge entsprechend abnimmt.
4.1.6 Z
Wie i
Sauers
des Ox
Brenns
In de
Brennk
Rezirku
Abbildu
Beim k
Daraus
Brennk
-ende (
Sinnvo
vorgeg
Stöchio
das die
daraus
mittels
lässt.
Zwei Ken
in den
stoffkonzen
xyfuel-Proz
stoff spezifi
er nach
kammerdur
ulationsme
ng 29: Rech
klassische
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kammerdur
(ξO2,AG) läs
ller ersche
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vorangest
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ße.
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ellt, aufgez
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Der Sauer
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52
Beschre
apiteln h
h der Bren
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2 Wege
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O2,RG) und
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öme. Die
enprodukt,
s resultiert
at und sich
einstellen
r
n
n
s
d
r
d
n
e
t
h
n
53
Für die Reaktionsgeschwindigkeit (vREAKTION) der Verbrennung gelten die
konventionellen Gesetze einer chemischen Reaktion. Beispielhaft ist die Reaktion 2.
Ordnung, bei der zwei Edukte zu einem oder mehreren Produkten reagieren. Dabei ist
am Brennkammereintritt die Reaktionsgeschwindigkeit abhängig von den
Konzentrationen der Ausgangsstoffe in einem Bezugsvolumen (BZ) des
Reaktionsgases.
BZ
2O
BZ
CCREAKTION V
m*Vm*k
dtdmv ==
(27)
oder vereinfacht:
=
BZ
2O
BZ
CREAKTION V
m,Vmfv
Dabei ist k ein Geschwindigkeitskoeffizient. In den beiden folgenden Darstellungen sind
die Konzentrationen im Reaktionsgas bei den Oxyfuel-Kennfeldversuchen dargestellt.
Abbildung 30: Sauerstoff-Reaktionsgasverhältnis in Abhängigkeit der Sauerstoffkonzentration am Ein- bzw. Austritt der Brennkammer (linke Abbildung) Abbildung 31: Brennstoff-Reaktionsgasverhältnis in Abhängigkeit der Sauerstoffkonzentration am Ein- bzw. Austritt der Brennkammer (rechte Abbildung)
Bei konventioneller Verbrennung ist die Sauerstoffkonzentration im Reaktionsgas am
Brennkammereintritt durch die Luftzusammensetzung fest (ξO2 = 0,209). Im Oxyfuel-
Prozess können mittels Veränderung des Restsauerstoffgehalts am Brennkammerende
und gleichzeitiger Anpassung der Rezirkulationsmenge gleiche kinetische Bedingungen
eingestellt werden.
Dadurch zeigt sich, dass die reine verfügbare Masse an Sauerstoff – wie diese in der
Definition des konventionellen Lambdas verwendet wird – keine Aussage zur Ablauf der
Verbrennungsreaktion ermöglicht. Im Oxyfuel-Prozess sind in jedem Fall die
54
Sauerstoffkonzentrationen zu verwenden, damit eindeutig der Zustand am
Brennkammereintritt (Reaktionsgas) und am Brennkammerende beschrieben werden
kann.
Deutlich wird das auch für die Zündzeit (Formel (28)) und die Abbrandzeit des
Koksanteils (Formel (29)) der Kohle. Dafür existieren experimentelle
Näherungsgleichungen [35]. 15,0
2O3BK
2,1K10
K,Zü21
Td*
*K*10*12,1t P
ξ
ρ=
(28)
2OBK
2PK
)wf(
)wf(8K *T
d**F1
A1*10*21,2t
ξρ
−−= (29)
tZü,K Zeit der Kohle bis zur Zündung K Kohleabhängige Koeffizienten [35]
TBK Brennkammertemperatur dP Partikelgröße der Kohle
ρK Kohledichte ξO2 Sauerstoffgehalt
A(wf) Aschegehalt der Kohle F(wf) Anteil flüchtige Bestandeile in Kohle
Diese Gleichungen bieten gute Orientierungswerte für die kinetischen Größen Zündzeit
und Abbrandzeit im Reaktionsgas am Brennkammereintritt.
Abbildung 32: Zündzeit der Kokspartikel in Abhängigkeit der Sauerstoffkonzentration (links) Abbildung 33: Abbrandzeit der Kokspartikel in bhängigkeit Sauerstoffkonzentration (rechts)
In der Abbildung 32 und Abbildung 33 ist für eine Korngrößenfraktion dP der Vattenfall-
Kohle der Zusammenhang der Gleichungen dargestellt. Die Sauerstoffkonzentration ξO2
hat somit einen wesentlichen Einfluss auf die Geschwindigkeit der Reaktion.
55
4.1.7 Aschebilanz
Asche ist eine Verunreinigung fester Brennstoffe. Man unterscheidet Asche in primäre
und sekundäre Asche [30].
Die primäre Asche wird auch fixe Asche genannt. Sie bezeichnet die homogenen
Mineralanteile, die als natürlicher Bestandteil der Biomasse, welche ein Ergebnis des
Inkohlungsprozesses der Pflanzen ist, in den Brennstoff gelangt sind. In der gesamten
Brennstoffasche ist der Anteil der primären Asche gering.
Die sekundäre Asche wird auch fremde Asche genannt. Sie durchzieht den Brennstoff
in Form von Bändern, Schichten und Adern. Durch optimierte Abbauprozesse wird
versucht, den Anteil der sekundären Asche so gering wie technisch möglich, und
dennoch wirtschaftlich sinnvoll, zu halten.
Die Gesamtasche des Brennstoffes ist die Summe aus dem primären und sekundären
Ascheanteil. Die Summe beider stellt den relevanten Wert für die Verbrennung dar.
Deshalb werden beide Anteile nicht getrennt betrachtet.
Asche hat folgende analytisch erfassbare Hauptkomponenten: SiO2, Al2O3, Fe2O3,
CaO, MgO, SO3, P2O3 und Alkalien (Na2O, K2O) [36]. Die folgende Tabelle stellt
ausgewählte Anhaltswerte für die Verteilung der einzelnen Komponenten in der Asche
dar. Je nach Lagerstätte können die Werte aber stark differieren.
Tabelle 16: Ausgewählte Bestandteile der Asche von Braunkohlen [30].
Symbol Anteil in [Gewichts-%] SiO2 8 ... 18 Al2O3 4 ... 9 Fe2O3 3 ... 5 CaO 25 ... 40 MgO 0,5 ... 6 SO3 10 ... 35
Auch für die nur teilweise brennbaren Bestandteile kann im Oxyfuel-Prozess eine Bilanz
erstellt werden. Vereinfacht wird dies im Folgenden für Schwefel dargestellt.
Schwefel gehört zum Teil zur eigentlichen Brennstoffsubstanz, stellt aber auch
Verunreinigungen dar, die bei der Förderung in den Brennstoff gelangen. Der
Gesamtschwefel ist die Summe aus Pyrit-Schwefel, Sulfid-Schwefel, Sulfat-Schwefel
und dem elementaren Schwefel.
56
In der Braunkohle kommt im Wesentlichen organischer und anorganisch gebundener
Schwefel (Pyrit) vor.
FeS2 + 11 O2 = 2 Fe2O3 + 8 SO2
Der weniger stabile organische Schwefel wird bei der Verbrennung schon bei der
Entgasungsphase oft als Schwefelwasserstoff frei gesetzt. Dabei wird der
Schwefelwasserstoff hauptsächlich zu Schwefeldioxid und Wasser verbrannt.
2 H2S + 3 O2 = 2 SO2 + 2 H2O
Die maximale SO2-Konzentration würde dann gemessen werden, wenn sämtliche
Schwefelatome mit Sauerstoff zu Schwefeldioxid reagieren und komplett im Rauchgas
blieben.
S + 0,5 O2 = SO2
Asche besitzt die Fähigkeit, mit Kalziumoxid (CaO) und Kalziumcarbonat (CaCO3)
Schwefel in der Asche zu binden. Die minimale SO2-Konzentration ist das theoretische
Potenzial der Asche, mittels des Prozesses der Einbindung [36] Schwefel anzulagern.
Bei der Verbrennung gelangt nur ein Teil des Schwefels in die Abgase. Je nach
Verbrennungsbedingungen wird der Schwefel – neben dem Anteil im Abgas – anteilig in
der Asche und der Schlacke gebunden.
Ein kleinerer Anteil wird bei der konventionellen Verbrennung von Kohle mit Luft zu
Schwefeltrioxid umgesetzt.
H2S + 2 O2 = SO3 + H2O
Das instabile Schwefeltrioxid, das in der Flamme bei hohen Temperaturen gebildet wird,
zerfällt umgehend wieder in das stabilere Schwefeldioxid und Sauerstoff.
2 SO3 = 2 SO2 + O2
57
Schwefeldioxid kann aber auch bei ausreichendem Schwefeldioxid- und
Sauerstoffangebot katalytisch produziert werden. Verschiedene Katalysatoren (Silizium,
Eisenoxid, Vanadium, etc.) unterstützen diesen Bildungsprozess.
Der Schwefel im Rauchgas wird als „verbrennender“ Schwefel bezeichnet. Er reagiert
hauptsächlich zu Schwefeldioxid (SO2) und – zu einem viel geringeren Anteil – zu
Schwefeltrioxid (SO3).
Abbildung 34: SO2-SO3-Gleichgewicht und Einfluss von Katalysatoren [36].
Das Maximum der katalytischen Bildung von Schwefeldioxid wird bei etwa 500 – 700 °C
erreicht. Dieser Temperaturbereich ist in technischen Feuerungen sehr kurz, sodass
trotz eines vorhandenen Katalysators keine vollständige katalytische Umsetzung bis
zum Gleichgewicht erreicht werden kann.
Erfahrungswerte bei der Luftverbrennung haben ergeben, dass etwa 95% der
gasförmigen Schwefelemissionen als Schwefeldioxid emittiert werden. Nur etwa 5% der
Schwefelverbindungen sind Schwefeltrioxid und weitere Verbindungen.
Eine weitere Minimierung der gasförmigen Schwefelemissionen erfolgt durch die
Einbindung von Schwefeldioxid durch Kalziumverbindungen, die in der Asche auf
natürliche Weise beinhaltet sind.
58
CaO + SO2 + 0,5 O2 = CaSO4 – 500 kJ/mol
Dabei sinkt die Fähigkeit zur Selbsteinbindung mit steigender Feuerraumtemperatur.
Die maximale Menge an Schwefel, die theoretisch mittels Kalzium in die Asche
eingebunden werden kann, errechnet sich über das verfügbare Kalzium, das als
Kalziumoxid (mCaO in [kgCaO/kgBR]) in der Asche analysiert wird.
Für die Schwefelbilanz müssen somit die Frachten im Brennstoff, in der Asche und im
Abgas bilanziert werden.
Abbildung 35: Allgemeine Bilanz eines Brennstoffbestandteiles i.
In Abbildung 35 sind die Stoffströme der Aschebilanz vereinfacht dargestellt. Daraus
ergibt sich folgender Zusammenhang:
A,iAAG,iAGBR,iBR ξ*m+ξ*m=ξ*m &&& (30)
Für die Bilanzierung der Versuche müssen neben den Abgasanalysen die Werte der
Ascheanalysen aus dem Labor erfasst werden.
59
4.2 Abgeleitete Betriebszustände auf Basis der mathematischen
Modellierung
4.2.1 Messwerte im feuchten und trockenen Abgas
Eine Vergleichbarkeit der einfach abgelesenen Messwerte am Abgasanalysegerät ist
sehr schwierig. Ursache sind das trockene Messverfahren und der stark
unterschiedliche Wassergehalt im Abgas bei der konventionellen Verbrennung mit Luft
und dem Oxyfuel-Prozess. Bisher wird in der Literatur kaum zwischen trockenen und
feuchten Abgasmesswerten unterschieden. Wie in Tabelle 17 zu sehen ist, sind die
Unterschiede bei der konventionellen Kohleverbrennung mit Luft eher gering.
Tabelle 17: Vergleich der Luft- und Oxyfuel-Zustände bei der Abgasmessung.
Punkt Oxyfuel-Prozess
O2 [vol.-%] Trocken
Oxyfuel-Prozess
O2 [vol.-%] Feucht
Konventionelle Luft-
Verbrennung O2 [vol.-%]
Feucht
Konventionelle Luft-
Verbrennung O2 [vol.-%]
Trocken 2 2 1,3 1,3 1,4 4 4 2,6 2,6 2,8 6 6 3,9 3,9 4,1 8 8 5,2 5,2 5,5
Für diese Arbeit bildet der feuchte Abgaswert die Basis.
Die Abgasfeuchte wird durch das Wasser verursacht, das sich ähnlich den anderen
Abgaskomponenten fast dreifach aufkonzentriert. Bei feuchter Rezirkulation – das
bedeutet, dass keine Zwischenkondensation des rezirkulierten Abgases installiert ist –
wird je nach Kohletyp um 30 – 40 % Wasserdampf im Abgas erreicht. Bei der trockenen
Messung wird dieser Wasseranteil im Gerät herausgetrocknet. Dadurch ergeben sich
starke Abweichungen zwischen feuchtem und trockenem Messwert.
4.2.2 Randbedingungen der Kennfeldversuche
Die Untersuchungsgrenzen der Kennfeldversuche ergeben sich durch verschiedene
Randbedingungen der Versuchsanlage sowie technische Schutzkriterien.
60
Thermische Leistung
Für alle Versuchspunkte wird ein konstanter Brennstoffmengenstrom eingestellt. Die
vorhandene und umgebaute Versuchsanlage an der TU Dresden mit Kohledosierung ist
auf etwa 10 kg Brennstoff pro Stunde optimiert. Das entspricht je nach Brennstoff einer
thermischen Leistung von 50 bis 60 kW. Für diese Wärmemenge steht ausreichend
Rückkühlleistung mit Kühlwasser zur Verfügung.
Restsauerstoff am Brennkammerende
Die Verbrennung nach dem Oxyfuel-Prozess in der Brennkammer soll mit so wenig
Restsauerstoff wie möglich und mit so viel wie nötig betrieben werden, um einen
vollständigen Ausbrand zu erzielen. Dazu legt man von einem mittleren Wert nach
unten in Tastversuchen eine Grenze fest. Diese liegt bei 2 Prozent Restsauerstoff im
trockenen Abgas. Nach oben wird im ersten Schritt eine Grenze bei 8 Prozent
Restsauerstoff im trockenen Abgas festgelegt. Sollte ein sinnvoller Ausbrand noch nicht
erreicht sein, muss dann im Versuchsbetrieb der Restsauerstoff noch erhöht werden.
Sauerstoffüberschuss am Brennkammereintritt
Wie dargestellt, bedingt sich der Sauerstoffüberschuss am Brennkammereintritt über
die Menge des rezirkulierten Abgases. Da bei der Versuchsanlage an der TU Dresden
immer ein Mindestabgasstrom von 25 kg pro Stunde zur Brennstoffförderung im Betrieb
benötigt wird, kann der Sauerstoff auf der sekundären Brennerseite mit dem restlichen
Abgas aus der Rezirkulation gemischt werden. Dabei sollen Werte von 50 Prozent
Sauerstoff in der Vormischkammer nicht überschritten werden. Würde die primäre
Rezirkulation, die zum Brennstofftransport genutzt wird, mit dem sekundären Gemisch
bilanziert werden, wären Oxyfuel-Punkte bis Oxyfuel 40 möglich. Es hat sich aber
aufgrund der Brennergeometrie und der Anlagenfahrweise ein Maximal-Anteil von
Oxyfuel 35 ergeben. Schon dort werden sehr hohe Temperaturen im
Brennernahbereich erreicht, was je nach Kohletyp zu erheblichen Verschlackungen
führen kann.
Aufgrund maximaler und minimaler Rezirkulationsmengen werden die Grenzen
zwischen Oxyfuel 17 und Oxyfuel 33 festgelegt. Das entspricht im Grunde ähnlichen
Luftbetriebszuständen (Oxyfuel 17 bis Oxyfuel 20) und Fahrweisen mit reduziertem
Brennkammerdurchsatz.
61
4.2.3 Einordnung der Kennfeldversuche und Zielstellung
Kennfeldversuche bezeichnen die gezielte Variation von Betriebsparametern mit dem
Ziel der Darstellung von Betriebszuständen einer Anlage innerhalb der festgelegten
Grenzen. Wie bereits erklärt, liegen die Grenzen für die Versuche zwischen Oxyfuel 17
und Oxyfuel 33. Der Restsauerstoff am Brennkammerende wird von 2 bis 8 Prozent im
trockenen Abgas variiert.
Die Beschreibung eines Versuchspunktes setzt sich zusammen aus dem
Sauerstoffanteil am Brennkammereintritt (z.B. Oxyfuel 17 für 17 Vol.-% O2) und dem
Restsauerstoffgehalt am Brennkammerende (z.B. 4 Vol.-%trocken).
Abbildung 36: Kennfeldbildung durch Bilanzierung einzelner Zustandspunkte auf Basis des mathematischen Modells.
Mit den mathematisch modellierten Punkten und den dazu gehörigen Versuchen mit
Falschluft ergibt sich ein dreidimensionales „Kennfeld“.
Abbildung 37: Dreidimensionales Kennfeld der Bilanz und der Versuchspunkte (Schema).
62
4.2.4 Kennfeldversuche ohne Falschluft
Für die Kennfeldversuche wurde mit Hilfe der bereits dargestellten Beziehungen
zwischen rezirkuliertem Abgas und zugeführtem Sauerstoff eine Bilanz der erwarteten
Betriebszustände erstellt.
Abbildung 38: Ausschnitt aus Bilanzierung der Kennfeldversuche.
Mit integrierter Verbrennungsrechnung lassen sich die verschiedenen
Abgaszusammensetzungen bestimmen.
Abbildung 39: Theoretische Kohlendioxid-Konzentration bei wechselnden Betriebsparametern im Kennfeldversuch (links). Abbildung 40: Theoretisch maximal erreichbare Schwefeldioxid-Konzentrationen im Abgas bei maximalem Schwefelumsatz (rechts).
Für die Kohlendioxid-Konzentration im trockenen Abgas gilt, dass die theoretisch
erreichbare Konzentration umso höher ist, je geringer der Restsauerstoff ist.
63
Ähnlich dem Zusammenhang zwischen der Kohlendioxid-Konzentration und dem
Restsauerstoff ist es auch mit dem Schwefeldioxid und dem Restsauerstoff. Nimmt man
in der Bilanz an, dass sämtlicher Schwefel in SO2 umgesetzt wird, ist zu erwarten, dass
die maximal erreichbare Schwefeldioxid-Konzentration im Abgas umso höher ist, je
geringer der Restsauerstoff ist.
Abbildung 41: Darstellung der Kohlendioxid-Werte im Kennfeld (links). Abbildung 42: Darstellung der Schwefeldioxid-Werte im Kennfeld (rechts).
Die Abbildung 41 und Abbildung 42 zeigen, dass die Variation der Rezirkulation keinen
Einfluss auf die Zusammensetzung des Abgases am Brennkammerende hat.
Abbildung 43: Gerechnete adiabate Reaktionstemperaturen bei wechselnden Betriebszuständen im Kennfeld.
Für die Kennfeldversuche ist auch die gerechnete adiabate Reaktionstemperatur
wichtig. Wie eingangs erklärt, ist vor allem bei der Schadstoffbildung die Temperatur ein
entscheidender Faktor. In Abbildung 43 ist deutlich zu sehen, dass die zu erwartende
adiabate Reaktionstemperatur umso höher ist, je weniger Abgas rezirkuliert wird und je
geringer der Restsauerstoff ist.
64
4.2.5 Kennfeldversuche mit Falschluft
Die Punkte der Falschluftversuche sind auch auf Basis einer Bilanzierung festgelegt.
Die Falschluft-Definition ist Bestandteil des ADECOS-Projektes [37]. Darin ist auf den
Brennkammerdurchsatz bezogen ein Falschluftanteil von 4 Prozent definiert.
Der dabei eingetragene Luft-Sauerstoff ist ein Gewinn und wird entsprechend weniger
zudosiert, damit ein konstanter Restsauerstoffgehalt am Brennkammerende eingestellt
werden kann.
Abbildung 44: Qualitative Darstellung der ADECOS-Falschluft-Definition.
Diese Falschluft-Definition hat den Nachteil, dass der extern zugeführte Sauerstoff nicht
konstant ist. Aufgrund des konstanten Restsauerstoffgehaltes am Brennkammerende
muss bei steigendem Falschluftanteil der Anteil des extern zugeführten Sauerstoffes
reduziert werden.
FLREZI2OBR
FLFL mmmm
m&&&&
&
+++=ξ (31)
Daraus folgt, dass der Sauerstoffmassestrom in direkter Abhängigkeit zur Menge des
rezirkulierten Abgases und des Falschluftmassestromes steht.
)m,m(fm FLREZI2O&&& =
Daraus ergibt sich bei konstantem Falschluftanteil und wechselnder
Rezirkulationsmenge ein variierender maximaler Kohlendioxidanteil im Abgas, da die
verdünnende Wirkung des Luftstickstoffes nicht konstant ist.
65
Abbildung 45: Maximale Kohlendioxidkonzentration im trockenen Abgas bei Oxyfuel-Prozess mit 4% Falschluftanteil am Brennkammerdurchsatz.
In Abbildung 45 zeigt sich sowohl der Vorteil als auch der Nachteil der Falschluft-
Definition. Über die Variation der Rezirkulation bei konstantem Restsauerstoffgehalt
wird kein konstanter Kohlendioxid-Strom erreicht. Es ist aber zu sehen, wie stark sich
mit steigender Rezirkulation der maximal mögliche Kohlendioxid-Anteil verringert.
Abbildung 46: Schwefeldioxid-Konzentrationen im trockenen Abgas, bei vollständigem Umsatz des im Brennstoff enthaltenen Schwefels zu Schwefeldioxid (links). Abbildung 47: Adiabate Reaktionstemperaturen bei Oxyfuel-Falschluftversuchen (rechts).
Ähnlich den Versuchen ohne Falschluft ist bei den Schwefeldioxid-Werten auch keine
Abhängigkeit der Schwefeldioxid-Konzentration im Abgas zu erwarten. Da aber die
Menge an Falschluft variiert, ist bei einer großen Menge an rezirkuliertem Abgas
aufgrund der anteilig mehr zugeführten Falschluft eine höhere Verdünnung zu erwarten.
Da bei den Werten um Oxyfuel 27 bis Oxyfuel 33 nur sehr geringe Veränderungen der
Stoffströme notwendig sind, erfolgt eine Abflachung der Kurve der Konzentrationen.
66
Bei den adiabaten Reaktionstemperaturen wird deutlich, dass beim idealen Oxyfuel-
Prozess ein Oxyfuel 17 mit 8 Prozent Restsauerstoff im Abgas kälter ist als der gleiche
Zustandspunkt mit Falschluft (siehe Abbildung 43). Ursache ist der Luftstickstoff aus der
Falschluft, der einen Teil des Kohlendioxids ersetzt, zu einer geringeren Kohlendioxid-
Konzentration im Abgas führt und gleichzeitig aufgrund der unterschiedlichen
Wärmekapazität auch eine Verschiebung der adiabaten Reaktionstemperatur zur Folge
hat.
Abbildung 48: Darstellung der maximal möglichen Kohlendioxid-Konzentrationen im Abgas bei 4 % Falschluft.
In Abbildung 48 ist die maximal mögliche Kohlendioxid-Konzentration im trockenen
Abgas dargestellt, wenn die Anlage 4 % Falschluft am Brennkammerdurchsatz hat.
Je größer der angestrebte Restsauerstoff am Brennkammerende und je mehr
rezirkuliert wird, desto geringer ist die maximal mögliche CO2-Konzentration.
Um die Kohlendioxid-Konzentration zu erhöhen, muss neben den klassischen
Abdichtmaßnahmen gegebenenfalls der Sauerstoffüberschuss am Brennkammerende
oder die Menge des rezirkulierten Abgases reduziert werden. Alle diese Mechanismen
führen aber zur Erhöhung der adiabaten Reaktionstemperatur, was einen Eingriff in die
wärmetechnische Auslegung der Brennkammer zur Folge haben kann.
67
4.3 Umschaltverhalten von Luft- auf Oxyfuel-Betrieb bei kleinen
Anlagen
Großtechnische Verbrennungsanlagen für Sauerstoff sind als Dual-Anlagen zu planen.
Das bedeutet, dass der Brennstoff sowohl konventionell mit Luft als auch mit reinem
Sauerstoff verbrannt werden kann. Oxyfuel-Kraftwerke werden im Wesentlichen zur
Kohlendioxid-Abscheidung genutzt, aber wenn Oxyfuel-Komponenten ausfallen, kann
ein Weiterbetrieb als „Luft-Kraftwerk“ notwendig werden.
Beispielsweise kann die Situation eintreten, dass Abgasverdichtung,
Luftzerlegungsanlage oder Kohlendioxidverbringung nicht betriebsbereit sind. Dann
kann die Anlage als normales Kohlekraftwerk mit Luft als Oxidationsmittel betrieben
werden und weiterhin elektrische Energie erzeugen. Dazu müssen dann gegebenenfalls
CO2-Zertifikate gekauft und eingesetzt werden. Es wird zwar kein CO2 mehr abgetrennt,
aber es kommt auch zu keinen Versorgungsengpässen.
Außerdem ist eine Umstellung auf Luft-Betrieb vorteilhaft, damit der Dampferzeuger
nicht bei jedem Wartungsintervall der Peripherieaggregate auch außer Betrieb gesetzt
werden muss. Bei geplanten Wartungen an Luftzerlegung oder Verdichtung kann der
Kessel einfach mit Luft und Brennstoff befeuert werden.
Für den Anfahrprozess werden kleintechnische Anlagen aller Wahrscheinlichkeit nach
zuerst im Luft-Betrieb gestartet, und danach wird zur Oxyfuel-Betriebsweise
gewechselt. Näheres dazu findet sich in Kapitel 6.2 unter Betriebserfahrungen.
Zwei verschiedene Methoden der Umschaltung dienen dazu abzuschätzen, ob eine
Oxyfuel-Feuerung verfahrenstechnisch vereinfacht als Rührkessel betrachtet werden
kann. Diese vereinfachenden Bilanzen stellen Tendenzen der Umschaltung dar. Keine
Berücksichtigung finden dabei Totzeiten der Stellglieder.
4.3.1 „Sprunghafte“ Umschaltung als theoretische Grenzbetrachtung
Bei der Umschaltung wird das Oxidationsmittel von Luft auf reinen Sauerstoff
umgestellt. Bei der sprunghaften Umschaltung erfolgt dies in der Umschaltungszeit
TUS = 0s. Dies stellt einen theoretischen Grenzfall dar, da die Stellglieder immer eine
gewisse Regelzeit benötigen [38]. Auch die Bereitstellung der benötigten Abgasmenge
68
durch den Rezirkulationsventilator erfordert eine bestimmte Zeit. Deshalb ist in einer
technischen Umsetzung die Umschaltzeit TUS immer größer als 0 Sekunden.
Für die zu erwartende Veränderung der Komponenten im Abgas wird die
Antwortfunktion eines PT1-Gliedes [39] genutzt.
−=
−1Tt
ea e1*x*kx (32)
Dabei wird als Störgröße die Zusammensetzung des Oxidationsmittels am
Brennkammereintritt sprungartig verändert.
Abbildung 49: Mechanismen bei der sprungartigen Umschaltung der Zusammensetzung des Oxidationsmittels.
Die Gesamtanlage wird als Rührkessel [40] betrachtet, in dem bei Beginn der
Umschaltung die Abgaszusammensetzung des Ausgangzustands herrscht. Der
Masseinhalt des Rührkessels entspricht der Abgasmasse in der gesamten Anlage. Dies
ist eine vereinfachte Darstellung, da natürlich im Bereich der Brennkammer neben
Abgas auch Brennstoff und Oxidationsmittel vorhanden sind.
Bei der Kohlenstoffverbrennung steigt schlagartig mit der Umschaltung die
Kohlendioxidkonzentration im Abgas auf den Endwert der reinen Oxyfuel-Verbrennung.
Nach dem Rührkessel schwingt sich auch sehr schnell die Funktion ein und erreicht die
jeweiligen Maximalwerte der Oxyfuel-Zusammensetzung.
69
Abbildung 50: Einschwingverhalten der Abgaskomponenten beim sprungartigen Umschalten von konventioneller Luft-Betriebsweise auf Oxyfuel-Prozess-Fahrweise (Abgaswerte feucht).
Aus Abbildung 50 wird deutlich, dass beim Einschwingprozess das Kohlendioxid nach
265 Sekunden 90 Prozent der Endkonzentration erreicht hat – dieser Punkt wird als
T90-Zeit bezeichnet. Im gleichen Maße wie das Kohlendioxid zunimmt, wird der
Stickstoffanteil reduziert. Nach 6 Minuten ist bei schlagartigem sprunghaften
Umschalten der Umschaltvorgang zu 95 Prozent abgeschlossen.
Dies ist die Mindestzeit, die bei einem ideal angenommenen sprunghaften
Umschaltvorgang benötigt wird. Bei der kontinuierlichen Umschaltung mit einer
Übergangsfunktion sind längere Zeiten zu erwarten, da der Verzug durch die Rampe zu
berücksichtigen ist.
Versuche mit unterschiedlicher Rezirkulationsmenge nach der sprunghaften
Umschaltung können nachweisen, ob das Einschwingen wie dargestellt im
Wesentlichen von der Anlagengröße abhängt.
70
4.3.2 Kontinuierliche Umschaltung mit Übergangsfunktion
Ähnlich wie bei der sprungartigen Umschaltung wird als Störgröße die
Zusammensetzung des Oxidationsmittels verändert. Dabei wird von Luft (ξO2,OM=0,23)
auf reinen Sauerstoff (ξO2,OM=1,00) kontinuierlich umgestellt.
Abbildung 51: Vereinfachter Zusammenhang der Zusammensetzung des Abgases bei rampenartiger Umschaltung der Zusammensetzung des Oxidationsmittels.
Das hier durchgerechnete Beispiel basiert auf einer „Übergangsrampe“ mit einer Dauer
von 11 Minuten. Dabei ändert sich der Wert der eingehenden Masseströme pro Minute
um etwa 9 Prozent des Gesamtunterschiedes.
Weiterhin wird angenommen, dass dabei sowohl der Restsauerstoff am
Brennkammerende als auch der Brennstoffmassestrom konstant bleiben. In Abbildung
52 werden keine Kohlendioxid-Konzentrationen um 95 % erreicht, da die Werte hier für
das feuchte Abgas angegeben sind und die Abgasfeuchte zu berücksichtigen ist. Auf
das Einschwingverhalten hat dies keinen Einfluss, da theoretisch alle Komponenten
gleich schnell einschwingen. Für die gemessenen trockenen Abgaswerte muss dann
nur der Wasseranteil abgezogen werden.
71
Abbildung 52: Einschwingverhalten der Abgaskomponenten bei Umschaltung mittels einer Übergangsrampe (Abgaswerte feucht).
Auffällig ist, dass während der Umschaltphase nur eine geringe Aufkonzentration
erfolgt. Wie bereits erklärt, führen auch geringe Mengen an Luft im Oxyfuel-Prozess zu
einer starken Reduzierung der maximal erreichbaren Kohlendioxid-Konzentration.
Weiterhin wird deutlich, dass mit dem vollständigen Abschalten der Luft-Zufuhr (nach
660s) die Einschwinggeschwindigkeit stark zunimmt.
Mit dieser einfachen Modellrechnung wird gezeigt, dass die Umschaltung so schnell wie
möglich erfolgen muss, da die Geschwindigkeit der Aufkonzentration der
Abgaskomponenten von der Anlagengröße und der Menge des rezirkulierten
Abgasstromes abhängt.
72
5 Staubfeuerungs-Versuchsanlage 50 kWtherm für konventionellen Luft- sowie Oxyfuel-Betrieb
An der TU Dresden existiert seit mehreren Jahren eine Staubfeuerungs-
Versuchsanlage. Diese Versuchsanlage ist stets an die aktuellen technischen
Herausforderungen angepasst worden.
Im Rahmen des ADECOS-Forschungsprogramms [41] wurde die Staubfeuerungs-
Versuchsanlage auf Oxyfuel-Anforderungen umgebaut.
Abbildung 53: Staubfeuerungs-Versuchsanlage 50 kWtherm für Luft- sowie Oxyfuel-Betrieb.
Mit dieser Anlage sind folgende Versuchsbedingungen möglich:
1. Selbsttragende Feuerung im Luft- und Oxyfuel-Betrieb
2. Rezirkulation von realem, feuchtem Abgas
3. Breite Variation der Stoffströme und hohe Gasdichtheit
4. Untersuchung von Flammen, Abgasnachbehandlung, etc.
73
5.1 Aufbau der Versuchsanlage
5.1.1 Schaltung der Versuchsanlage
Die Schaltung der 50 kWtherm Staubfeuerungs-Versuchsanlage an der TU Dresden ist
der folgenden Abbildung zu entnehmen. Wesentliche Komponenten sind in Tabelle 18
dargestellt.
Abbildung 54: Verfahrensfließschema der 50 kWtherm Staubfeuerungs-Versuchsanlage.
Tabelle 18: Übersicht über die Komponenten der Staubfeuerungs-Versuchsanlage.
Nummer Komponente Info 1 Brennkammer 5 mit Luft gekühlte, betonierte Segmente 2 Prozessbrenner primäre und sekundäre Medienzuführung 3 Abgaskühler Kühlmedium: Wasser 4 Abgasfilter Rückspülung mit Luft oder CO2 5 Saugzug Einstellen des Brennkammerdrucks 6 Ventilator Förderung des rezirkulierten Abgases 7 Rezirkulation primär Konditionierung der Rezirkulation 8 Rezirkulation sekundär Konditionierung der Rezirkulation 9 Luftvorwärmer elektrische Heizmodule 10 Luftversorgung primär / sekundär 11 Sauerstoffversorgung primär / sekundär 12 Brennstoffversorgung Zellradschleuse als Explosionsschutz 13 Abgasabführung Anschlüsse für Abgasbehandlungsverfahren
74
5.1.2 Technische Details: eine Auswahl
Umschaltsteuerung
Es ist wahrscheinlich, dass Oxyfuel-Kraftwerke auch im Luftbetrieb arbeiten müssen.
Dazu muss zwischen beiden Betriebszuständen die Möglichkeit einer Umschaltung
bestehen.
Abbildung 55: Schematische Darstellung eines möglichen Umschaltvorgangs.
Für den Übergang von der Luft- auf die Oxyfuel-Fahrweise wird ein selbst entwickelter
Vorschlag zur stufenlosen Umschaltung der Luft- und Sauerstoffdosierung umgesetzt.
Abbildung 56: Bildschirmausdruck der Ablaufsteuerung mit Siemens SPS zur automatischen stufenlosen Umschaltung von konventioneller zu Oxyfuel-Fahrweise.
75
Rezirkulation
Für die Rezirkulation wird der Abgasstrom vollständig gefiltert. Versuche ohne Filterung
haben umfangreiche Probleme nach sich gezogen. Neben der erhöhten Staubbeladung
ist auch die Belastung für Rezirkulationsventilator und Messstrecke enorm. Obwohl die
Abgasdurchflussmessung mit Venturidüsen erfolgt, die gegen Verschmutzung nicht
sehr anfällig sind, verstopfen Druckmessstellen durch die hohe Staubbeladung, und
Regeleinheiten, wie Absperrkappen, können nicht mehr vollständig schließen. Eine
Rezirkulation ohne interne Filterung ist nach derzeitigem Kenntnisstand bei
Brennstoffen wie Braunkohle mit 5 Prozent Asche nicht möglich.
Sauerstoffzumischung
An der Staubfeuerungsversuchsanlage wurden 2 verschiedene Sicherheitsstufen
umgesetzt. Im ersten Schritt wurde in einem Strahlbrenner der Sauerstoff direkt am
Brennermund zugemischt.
Abbildung 57: Brennermund mit Sauerstoffdüsen und Vorverdrallung (links). Abbildung 58: Brenner mit Sauerstoffvormischkammer und zentraler Sauerstofflanze (rechts).
Die Abbildung 57 und Abbildung 58 zeigen einen Entwicklungsschritt: Nach
erfolgreichen Versuchen mit 6 Zumischdüsen (Abbildung 57) wurde ein weiterer
Brenner mit Vormischkammer entwickelt (Abbildung 58). In einer dem Brenner
vorgeschalteten Vormischkammer wird der Sauerstoff als Oxidationsmittel bei ca.
200 °C in den sekundären Rezirkulationsstrom eingemischt. Dabei sind im
Versuchsbetrieb Mischungsverhältnisse von 50 Masseprozent Sauerstoff in der
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dabei n
Komple
Luft, di
Erreich
Abdich
Abbildu50 kW S
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77
5.2 Mess- und Analysentechnik
Für die Betriebsweise im Oxyfuel-Prozess können viele Erkenntnisse der
konventionellen Kraftwerkstechnik angewendet werden. Einige Details müssen aber
modifiziert werden.
5.2.1 Abgasmesstechnik
Für die Abgasmesstechnik sind neue Messbereiche bei der Analysentechnik notwendig.
Je nach Messposition müssen diese an die Messbereiche angepasst werden.
Tabelle 19: Anforderungen an Abgasmessbereiche im Oxyfuel-Prozess bei Braunkohle.
Bauteil Komponente Verbrennungsprozess Konventionelle Verbrennung
Oxyfuel-Prozess
Luftzerlegungsanlage O2 - 0 … 100 vol.-%
Mischkammer Sauerstoff + Abgas O2 - 0 … 100 vol.-%
Ende Brennkammer
O2 0 … 21 vol.-% 0 … 100 vol.-%
CO2 0 … 25 vol.-% O2 … 25 …100 vol.-
%
H2O, SO2, etc.
abhängig vom Brennstoff
3 Mal so hoch wie bei konventioneller Verbrennung
NOX konventioneller Messbereich ausreichend
Bei der konventionellen Verbrennung wird die Zusammensetzung des Oxidationsmittels
nicht gemessen, da Luft bis auf die Feuchtigkeit immer dieselbe Zusammensetzung hat.
Im Oxyfuel-Prozess muss nach der Luftzerlegungsanlage die Sauerstoffqualität
kontrolliert werden, weil – wie dargestellt – schon ein geringer Anteil nicht reagierender
Gase (N2, Ar, Ne, etc.) im Oxidationsmittel die maximal erreichbare Kohlendioxid-
Konzentration im Abgas maßgeblich senkt.
Je nach Sauerstoffzumischung in das rezirkulierte Abgas müssen die Sauerstoff-
Konzentrationen dringend überwacht werden. Mit steigender Mischtemperatur und
Kohlenmonoxidanteil steigt mit wachsendem Sauerstoffanteil die Wahrscheinlichkeit
einer unkontrollierten Reaktion. Wird eine maximal zulässige Sauerstoff-Konzentration
78
überschritten, weil beispielsweise die Rezirkulation aufgrund eines Schadens am
Rezirkulationsventilator stark abfällt, muss der Sauerstoff für den Brenner automatisch
reduziert werden. Je nach Grenzwert (z.B. 50 vol.-%) muss die Messtechnik dafür den
Messbereich abdecken.
Bisher erfolgt bei der konventionellen Verbrennung die Überwachung der
Abgaszusammensetzung des trockenen Abgases vor allem am Brennkammerende und
nach der Abgasbehandlung.
Für den Oxyfuel-Prozess sollte die Sauerstoff-Messung bis 100 Volumenprozent
ausgelegt werden, da theoretisch bei Fehlbetrieb der Anlage solche Konzentrationen in
der Brennkammer erreicht werden könnten. Ähnliches gilt für die Kohlendioxid-
Messung. Diese muss auch bis 100 Volumenprozent messen, da im Idealfall Werte von
90 bis 95 Volumenprozent im trockenen Abgas erwartet werden.
Aufgrund der fehlenden Verdünnung des Luftstickstoffes konzentrieren sich die
Schadstoffe (NOX, SOX, etc.) sowie Wasser stark auf. Einige Messbereiche müssen
gegenüber dem konventionellen Luftbetrieb um das Drei- bis Vierfache erweitert
werden.
Die Feuchtemessung wird dabei im Kraftwerksprozess in Zukunft eine größere Rolle
spielen. Etwa 35 Volumenprozent Wasseranteil werden bei der feuchten Rezirkulation
in die Brennkammer transportiert. Mit diesem Wert kann auch die Kohlefeuchte
bestimmt und eine vorgeschaltete Kohletrocknung optimiert werden.
Bisher sind zulässige Grenzwerte für die Abgaszusammensetzung nach
Entschwefelung, Entstickung und Entfeuchtung nicht bekannt. Sollten sich aber
Grenzwerte im ppm-Bereich durchsetzen, werden vor allem an die SO2- und O2-
Messung neue Forderungen an die Hersteller der Messgeräte ergeben. Geringe
Mengen an SO2 im Abgas (ppm-Bereich) sind derzeit nur mit größeren Unsicherheiten
zu bestimmen.
5.2.2 Durchflussmessung in der Rezirkulation
Für die Messung der Masseströme in der Rezirkulation wird jeweils eine Venturidüse
[42] verwendet. Die Abgasdichte (ρAG,REZI) stellt keinen Wert dar, der direkt gemessen
werden kann. Dieser Wert kann über zwei Verfahren ermittelt werden.
79
Mit einer vollständigen Gasanalyse kann über die Zusammensetzung des Abgases die
Dichte im Betrieb ermittelt werden. Dabei ist aber die zusätzliche Installation von
Gasanalysemesstechnik erforderlich.
Einfacher kann die Dichte über einen Bilanzansatz bestimmt werden. Dabei muss für
die Messstelle in der Automatisierung eine Kennlinie hinterlegt werden. Ausgehend von
den eingehenden Stoffströmen (Oxidationsmittel, Brennstoff, etc.) wird die Dichte des
Abgases über die Verbrennungsrechnung für den jeweiligen Brennstoff bestimmt und
numerisch hinterlegt.
Als Bezugsgröße kann unter anderem der Oxyfuel-Anteil genutzt werden. Dieser
beschreibt den Anteil des zugeführten Sauerstoffs am Gesamtoxidationsmittel.
g,2Og,Luft
g,2O
mmm
AnteilOxfuel&&
&
+=−
Wird keine Luft zugeführt (Oxyfuel ideal), dann ist der Oxyfuel-Anteil gleich 100 Prozent.
Abbildung 60: Dichte des Abgases für die Rezirkulation (20°C; 1013 mbar).
Die Werte in Abbildung 60 sind auf Basis der Bilanz erstellt und bilden mit einer
Ausgleichsfunktion alle Punkte zwischen konventionellem Luft- und idealem Oxyfuel-
Betrieb ab. Je nach eingesetztem Brennstoff müssen individuelle Kurven ermittelt
werden.
80
5.3 Betriebs- und Sicherheitskonzept
Für die Staubfeuerungs-Versuchsanlage der TU Dresden existiert ein Betriebs- und
Sicherheitskonzept.
5.3.1 Anfahrverhalten einer Anlage für die Sauerstoff-Brennstoff-Verbrennung
Anlagen für die Verbrennung von Brennstoff mit Sauerstoff müssen ähnlich
konventionellen Verbrennungsanlagen schrittweise „hoch“gefahren werden.
Verschiedene Randbedingungen müssen dafür erfüllt werden.
Aufheizung der Brennkammer
Brennräume in der Kraftwerkstechnik erfordern einen spezifischen Verlauf der
Betriebstemperatur. Stütz- und Zündbrenner genügen meist nicht, um diese zu
erreichen. Deshalb wird der Hauptbrenner im Teillastbereich gezündet und
„hoch“gefahren. Je nach Brennraumgestaltung sind zulässige Temperaturgradienten
eine weitere Randbedingung der Aufheizgeschwindigkeit. Dabei sind vor allem die
keramischen Bauteile in der Brennkammer kritisch, da diese meist nur definiert
aufgeheizt werden dürfen.
Bereitstellung des Oxidationsmittels für den Basisprozess
Für die Sauerstoff-Feststoff-Verbrennung wird das Oxidationsmittel durch
Lufttrennprozesse erzeugt. Eine Möglichkeit dazu bieten Luft-Zerlegungsanlagen. Dafür
wird eine große Menge an Energie benötigt. Auch müssen Luft-Zerlegungsanlagen
langsam hochgefahren werden und benötigen mehrere Tage, um betriebsbereit zu sein.
Die notwendige Energie der Luft-Zerlegungsanlagen kann zum Beispiel aus dem Netz
zurückgeführt werden. Zum Erreichen eines hohen Gesamtwirkungsgrades wird die
Luftzerlegungsanlagen künftig aber elektrische Energie und Wärme aus dem
Kraftwerksprozess auskoppeln.
81
Generell wird auch in Anlagen für die Verbrennung von Festbrennstoffen mit reinem
Sauerstoff im ersten Schritt mit Gas- bzw. Ölbrennern in der Brennkammer eine
„Grundwärme“ erzeugt. Dazu ist es notwendig, im Brennraum entsprechend der
Brennstoffkonfiguration eine Mindesttemperatur zu erreichen, die der Zündtemperatur
des Brennstoffes entspricht. Indem der feste Brennstoff in den Bereich der Gasflamme
geblasen bzw. bei Bettfeuerungen der Brenner auf den Brennstoff gerichtet wird, kann
örtlich die Zündtemperatur erreicht und überschritten werden so dass der Festbrennstoff
zündet.
Bei Kleinstanlagen kann die Brennkammer auch mittels elektrisch beheizten
Luftvorwärmern aufgeheizt werden. Dann kann bei ausreichender Vorwärmung auf
Zündbrenner verzichtet werden. Eine elektrische Zündung mittels Zündfunken ist nur
bei Gas- und Ölbrennern möglich und stellt keine sinnvolle Alternative für die Zündung
von festen Brennstoffen dar.
5.3.1.1 Anfahrweise mit Gas-Sauerstoffbetrieb und anschließende Umschaltung zur Feststoffverbrennung
Für den Betrieb der Staubfeuerungs-Versuchsanlage der TU Dresden wird der
Gasbrenner mit Erdgas betrieben. Dann wird der Brennstoff mit Luft in der
konventionellen Betriebsweise gezündet.
Es besteht die Option, den Brenner mit Luft zu starten und sofort Abgas zu rezirkulieren
und dem Gasbrenner zuzuführen. Dabei könnte dem Abgasstrom reiner Sauerstoff
zugeleitet werden. Die Luftzufuhr wird dabei geschlossen. Damit wird die Brennkammer
gespült und es entsteht ein angereicherter Abgasstrom aus Kohlendioxid und
Wasserdampf. Nachteilig ist der hohe Wasserdampfanteil im Abgas aus der
Erdgasverbrennung.
In dem Moment in dem fester Brennstoff zu dosiert wird, kann es im Abgasstrom bei
den hohen Wassergehalten und aufgrund der relativ niedrigen Temperatur in der
Anlage zu Agglomerationsbildungen des Brennstoffes kommen, was zu einem
schlechten Ausbrand führen kann.
82
Diese Anfahrweise hat den Vorteil, dass der Umschaltvorgang von der konventionellen
Fahrweise mit Luft zum Oxyfuel-Prozess bei der Feuerung mit festem Brennstoff
entfällt.
5.3.1.2 Anfahrbetrieb Kohle-Luft-Gemisch
An der Staubfeuerungs-Versuchsanlage der TU Dresden erfolgt die Umschaltautomatik
als schrittweiser Übergang von der konventionellen Verbrennung zur Oxyfuel-
Fahrweise.
Die Aufheizung der Brennkammer auf die Kohlezündtemperatur in der Brennkammer
(ca. 400 … 450 °C) erfolgt mit elektrischen Luftvorwärmern und einem Erdgasbrenner.
Das Aufheizen bis Betriebstemperatur (ab 950 °C) erfolgt mit konventioneller Kohle-
Luft-Verbrennung. Danach wird auf Oxyfuel-Betrieb umgeschaltet und nur noch das 60
Minuten dauernde Einschwingen der Brennkammer abgewartet. Dann können erste
Messungen an der Brennkammer erfolgen.
Der gesamte Aufheizvorgang beträgt bei dieser Anlage etwa 5 Stunden.
5.3.1.3 Anfahrbetrieb mit gespeichertem Abgas und Sauerstoff
Ein Sonderfall im Anfahrbetrieb ist das Starten mit gespeicherten Betriebsstoffen. Dazu
wird der Brennstoff in der vorgeheizten Brennkammer mit gespeichertem Abgas in die
Brennkammer geblasen. Gespeicherter Sauerstoff und gespeichertes Abgas werden zu
einem Oxidationsmittel gemischt und das Brennstoff-Oxidationsmittel-Gemisch zündet.
Beim Hochfahren stehen ausreichend Wärme und elektrische Energie zur Verfügung,
um die peripheren Aggregate (z.B. Luftzerlegung, Brennstofftrocknung) zu starten. Da
eine Luftzerlegungsanlage mehrere Tage benötigt, um vollständig betriebsbereit zu sein
[42], müssen große Mengen an Sauerstoff am Standort gespeichert werden. Ein
geringer Vorrat an gespeichertem Abgas genügt, da sofort nach dem Zünden des
Brennstoffes die Rezirkulation des Abgases entsprechend erhöht werden kann und
dann genügend rezirkuliertes Abgas zur Verfügung steht.
Diese Form des Anfahrbetriebes kann an der Staubfeuerungs-Versuchsanlage der TU
Dresden nicht simuliert werden.
Deshalb erfolgt alternativ der Test als „Restart“. Dabei wird im Oxyfuel-Prozess bewusst
ein Flammenausfall provoziert. Für den Restart wird der Sauerstoff wieder zugeschaltet
83
und danach der Brennstoff mit vorhandenem Abgas eingeblasen. Während des
Flammenausfalles reduziert sich die Kohlendioxidkonzentration in der Brennkammer
nicht wesentlich. Das Spülen der Brenner kann mit rezirkuliertem Abgas erfolgen. Die
Zündwilligkeit der Flamme lässt sich erhöhen, wenn für den Zündvorgang etwas
weniger rezirkuliert wird.
Dabei wird beispielsweise anstelle eines Oxyfuel 20 im Startvorgang ein Oxyfuel 30
eingestellt. Nach dem Start kann die Rezirkulation wieder angehoben werden. Dieser
Vorteil der Sauerstoffanreicherung bietet vor allem im „kalten“ Zündvorgang eine gute
Möglichkeit, die Zündung schwieriger Brennstoffe zu erleichtern. Trotzdem sind dabei
die Grenzen der Sauerstoffanreicherung einzuhalten, damit es nicht zu einer Explosion
in der Brennkammer bzw. zur unkontrollierten Zündung des Brennstoffes im Brenner
kommen kann.
5.3.2 Sicherheit und Explosionsschutz
Für den sicheren Betrieb einer Staubfeuerungs-Versuchsanlage an Universitäten muss
ähnlich industriellen Anwendungen ein Explosionsschutzdokument erstellt werden,
welches eine Anleitung zum gefahrlosen Umgang von Brennstoffen mit Sauerstoff
enthält und die Basis für den Aufbau und Betrieb einer solchen Anlage darstellt.
Dabei wird nach §6 der Betriebssicherheitsverordnung [44] die Anlage in Bereiche (Ex-
Zonen) eingeteilt.
Das Explosionsschutzdokument ist durch den Betreiber zu erstellen. Es dient zur
Arbeitssicherheit. Danach müssen beispielsweise Sauerstoffleitungen fettfrei installiert
und gewartet werden. Ablagerungen von Brennstoffstaub auf heißen Flächen müssen
vermieden werden. Im Brennerbereich müssen für den Notfall Vorrichtungen für die
Druckentlastung dimensioniert und installiert sein. Eine Anreicherung des Sauerstoffs
bis 100 Prozent ist in der Brennkammer beim Oxyfuel-Prozess im Havariefall technisch
möglich. In einem solchen Fall kann es zu einem Versagen der Messtechnik kommen;
wenn dann Brennstoff in die Brennkammer geblasen wird, kann dies zu einer Explosion
führen. Dafür muss eine Druckentlastung (z.B. Berstscheibe) vorhanden sein, damit
eine Beschädigung der Brennkammer ausgeschlossen wird.
Das Explosionsschutzdokument regelt generell aber nicht die Zündgrenzen bei
variierendem Sauerstoffanteil für den eingesetzten Brennstoff. Diese Grenzen der
Zündfähigkeit müssen getrennt, beispielsweise in einem Zündofen, ermittelt werden.
84
6 Betrieb und Betriebsergebnisse einer Staubfeuerungs-Versuchsanlage für die Reaktion von Braunkohle mit Sauerstoff
6.1 Versuche und Versuchsergebnisse für die Bilanzierung
Für die Untersuchungen zum Oxyfuel-Prozess wurden aus 56 Einzelmessungen
Kennfelder generiert. Dazu wurden mit dem in Kapitel 4 entwickelten mathematischen
Modell zur Bilanzierung des Oxyfuel-Prozesses in einer Verbrennungsanlage die
entsprechenden Stoffströme bestimmt. Um die Übertragbarkeit1) des Modells auf
Technikumsanlagen zu testen, wurden an der Staubfeuerungs-Versuchsanlage, deren
Auslegung und Konzeption in Kapitel 5.1 beschrieben ist, verschiedene Versuchspunkte
angefahren und ausgewertet.
6.1.1 Versuchsplanung – Kennfeldversuche
In der nachfolgenden Tabelle sind die Stoffströme und Konzentrationen für die
verschiedenen Versuchspunkte dargestellt. Tabelle 20: Kennfeldversuche an der Staubfeuerungs-Versuchsanlage.
Oxyfuel-Prozess ohne Falschluft
Oxyfuel-Prozess mit Falschluft
Brennstoff Trockenbraunkohle [kg/h] 10 10 Vorwärmung [°C] 300 300
Zusammensetzung Oxidationsmittel O2 O2 + Falschluft
Oxidationsmittel [kg/h] 16,8 … 17,5 16,8 … 17,5 Falschluftanteil [%] 0 4
Restsauerstoff am Brennkammerende
ξO2,RG,l [vol.-%]
2 … 8 2 … 8
Sauerstoffüberschuss am Brennkammereintritt
ξO2,AG,l [vol.-%] 17 … 33 17 … 33
Anzahl der Versuchspunkte 28 28 Zusätzlich zu diesen Punkten wurden für Asche-, Flammen- und
Schlackeuntersuchungen weitere Betriebseinstellungen getestet. 1) Zu berücksichtigen ist bei dem Vergleich experimenteller und theoretischer Ergebnisse, dass bei der mathematischen
Modellierung ein vollständiger und vollkommener Ausbrand angenommen wird.
6.1.2
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86
In Abbildung 62 sind die Kohlendioxid-Konzentrationen im trockenen Abgas
aufgetragen. In Abbildung 63 ist der aus der Bilanzierung erwartete Verlauf der
Kennfeldfläche zu sehen. Es wird deutlich, dass die Rezirkulation (Oxyfuel-Punkt)
keinen wesentlichen Einfluss auf die CO2-Konzentration hat. Entscheidend ist der
Restsauerstoffgehalt am Brennkammerende.
Bei einem Restsauerstoffgehalt von 3-4 % im trockenen Abgas erreicht die
Staubfeuerungs-Versuchsanlage der TU Dresden einen Ausbrand der
Trockenbraunkohle von über 99 Prozent.
Abbildung 64 zeigt für die gleichen Versuchseinstellungen des Kennfelds die
Schwefeldioxid-Konzentrationen im Abgas am Brennkammerende. Wie zu erwarten, ist
die SO2-Fracht umso höher, je höher die berechneten Reaktionstemperaturen werden.
Das bedeutet, dass die zu erwartenden SO2-Frachten im Abgas umso geringer sind, je
mehr rezirkuliert wird und je höher der Restsauerstoff am Brennkammerende ist (z.B.
Oxyfuel 17 mit 8 % Restsauerstoff).
Abbildung 64: Bildung von Schwefeldioxid in Abhängigkeit des Restsauerstoffes und des rezirkulierten Abgases.
87
In Abbildung 65 ist der in der Flug- und Bettasche nachgewiesene elementare Schwefel
dargestellt. Die Interpolation der Messwerte zeigt, dass umso mehr Schwefel in der
Asche gebunden wird, je mehr Sauerstoffüberschuss am Brennkammerende im
Prozess eingestellt wird. Weiterhin hat auch die Rezirkulation einen Einfluss auf die
Einbindung des Schwefels in die Bett- bzw. Flugasche.
Es ist allerdings davon auszugehen, dass der restliche Anteil an Schwefel, der nicht in
der Asche nachgewiesen werden kann, nicht vollständig als SO2 emittiert wird. Hierzu
müssen SO3 sowie weitere Schwefelverbindungen in der Bilanzierung berücksichtigt
werden.
Abbildung 65: Elementarer Schwefel in der Flug- und Bettasche am Brennkammerende in Abhängigkeit des Restsauerstoffgehaltes (4 … 8 vol.-%) im Abgas.
Da bei den Messungen der Abgaskonzentration keine SO3-Analyse verfügbar war, ist
eine vollständige Bilanzierung hier nicht möglich. Es können lediglich folgende
Tendenzen abgleitet werden:
• Je größer der Restsauerstoffgehalt im trockenen Abgas ist, desto mehr Schwefel
wird in der Asche eingebunden
• Mit steigender Sauerstoffkonzentration am Brennkammereintritt wird weniger
Schwefel in die Asche eingebunden.
88
6.1.3 Ergebnisse – Kennfeldversuche mit Falschluft
Wie im Modell beschrieben, hat – entsprechend der Falschluftdefinition – die
Rezirkulation bei den Versuchen mit Falschluftanteil einen Einfluss auf die
Abgaszusammensetzung.
In Abbildung 66 sind die gemessenen Kohlendioxid-Konzentrationen im trockenen
Abgas aufgetragen. Der theoretische Verlauf der Kennfeldfläche ist in Abbildung 67
dargestellt. Es ist zu erkennen, dass bei hohem Rezirkulationsanteil (Oxyfuel 17) und
hohem Sauerstoffanteil am Brennkammerende nur ein geringer Kohlendioxid-Wert
erreicht werden kann.
Bei einem konstanten Falschluftanteil könnte der Kohlendioxid-Anteil durch die
Rezirkulation beeinflusst werden. Die Konstruktion der Anlage der TU Dresden sowie
der Druck in der Brennkammer – als größtes Bauteil – haben einen wesentlichen
Einfluss auf den Falschlufteintrag. Es ist wichtig, den Falschluftanteil zu reduzieren, da
sich sonst keine hohe Kohlendioxid-Aufkonzentration erreichen lässt.
Abbildung 66: Interpolierte Messwerte der Kohlendioxid-Konzentration im trockenen Abgas bei Versuchen mit Falschluft (links). Abbildung 67: Theoretische Kohlendioxid-Konzentration auf Basis der Modellierung unter Berücksichtigung von Falschluft (rechts).
89
Für die Schwefeldioxid-Konzentration im Abgas sind wieder ähnliche Tendenzen wie
bei den Versuchen ohne Falschluft zu sehen. Je niedriger die adiabate
Flammentemperatur ist, desto weniger Schwefeldioxid wird gebildet.
Abbildung 68: Bildung von Schwefeldioxid in Abhängigkeit des Restsauerstoffes und des rezirkulierten Abgases bei Versuchen mit Falschluft (links).
Kritisch sind generell die Analysenmethoden. Im Labor kann der elementare Schwefel
in der Asche sehr gut bestimmt werden. Problematischer sind die Abgasanalysen, bei
denen die Messung des Schwefeldioxid (SO2) zwar Stand der Technik ist, aber
erheblichen Messfehlern unterliegen kann. Weiterhin können Bestandteile wie
Schwefeltrioxid (SO3) mit klassischen Abgasanalyseverfahren nicht kontinuierlich
gemessen werden.
90
6.1.4 Belagssondenmessung im Abgasstrom
Für die Analyse der Zusammensetzung der Flugasche bei wechselnden
Betriebszuständen eignet sich ein Belagssondenmessverfahren [45]. Für vier
verschiedene Betriebszustände wurde an gleicher Position im Prozess eine
Flugstaubprobe im Abgasstrom entnommen.
1. Fall Luft mit 4% Restsauerstoff im Abgas 10 kg Kohle + Luft als Oxidationsmittel
2. Fall Oxyfuel 20 mit 4% Restsauerstoff im Abgas 10 kg Kohle + Sauerstoff als Oxidationsmittel
Fall mit hoher Rezirkulation
3. Fall Oxyfuel 25 mit 4% Restsauerstoff im Abgas 10 kg Kohle + Sauerstoff als Oxidationsmittel
Fall mit mittlerer Rezirkulation
4. Fall Oxyfuel 30 mit 4% Restsauerstoff im Abgas 10 kg Kohle + Sauerstoff als Oxidationsmittel
Fall mit geringer Rezirkulation
Die Reaktionstemperaturen in der Brennkammer sind bei Oxyfuel 20 ähnlich dem
konventionellen Luft-Fall. Bei Oxyfuel 25 und 30 wird erheblich weniger rezirkuliert –
dabei steigt die Temperatur in der Brennkammer.
Tabelle 21: Zusammensetzung des feuchten Abgases bei Belagssondenmessung.
Punkt O2 [vol.-%]
CO2 [vol.-%]
H20 [vol.-%]
Rest, N2 , etc.[vol.-%]
Luft 4 14 10 72 Oxyfuel 20 / 25 / 30 4 60 35 1
Die Probennahme erfolgte bei etwa 200°C nach dem Abgaskühler der Staubfeuerungs-
Versuchsanlage. In diesem Punkt ist die Reaktion der Kohle abgeschlossen und das
Wasser noch gasförmig.
Bei der Probennahme wurde in feine und grobe Partikel unterschieden. Weitere
Unterscheidungsmerkmale können die Kondensation des Abgases auf der
Probenoberfläche sowie Aufschmelzungen von Salzen sein. Auf diesem Gebiet ist für
91
Braunkohle bisher kaum Forschungsarbeit geleistet worden. Die im Rahmen dieser
Arbeit durchgeführten Messungen stellen Tendenzen im Oxyfuel-Prozess im Vergleich
zur konventionellen Verbrennung dar und bestätigen die Belagssondenmessung als ein
innovatives Messverfahren in der konventionellen Kraftwerkstechnik.
Es ist anzunehmen, dass durch die hohe Rezirkulation des Abgases und die
Aufkonzentration der Bestandteile im Abgas neue Fragen zur Korrosion an den Betrieb
eines Oxyfuel-Dampferzeugers gestellt werden müssen.
6.1.4.1
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im Abgasstrom mitgerissen werden.
Die verwendete Rohkohle hat einen Chlorgehalt von 0,08 Masseprozent. Würde
sämtliches Chlor in der Asche verbleiben, würde das einen Masseanteil von 1,6
Masseprozent in der Asche bedeuten. Bei der DIN-konformen Normveraschung im
Labor wurden 0,11 Masseprozent Chlor gemessen.
Abbildung 77: Stoffströme von Chlor in der Bilanzierung.
In der folgenden Tabelle sind die einzelnen Werte dargestellt. Tabelle 22: Vergleich der Massebilanzen für Chlor.
Stoffstrom Einheit Luft Oxyfuel 25 Brennstoff
BRm& kg 1 1
BR,Clξ gCl/kgBR 0,08 0,08
BR,Clm& mgCl 80 80
Oxidationsmittel OMm& kg/kgBR 8,5 1,7
Brennkammer BKm& kg/kgBR 9,5 2,7
Abgas AGm& kgAG/kgBR 9,45 2,65
AG,HClξ mgHCl/Nm³AG ≈ 11 ≈ 24
AG,Clm& mgCl ≈ 19 ≈ 40 Asche
Am& kgA/kgBR 0,048 0,0481
A,Clξ kgCl/kgA 0,10 0,15
A,Clm& mgCl 4,8 7,2 Chlor
Ohne Nachweis ON,Clm& =BR,Clm& -
A,Clm& -AG,Clm& mgCl 55,4 32,8
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6.1.5 Ascheansatz- bzw. Schlackebildung an ungekühlten Probehaltern
Für Ascheansatzuntersuchungen im Oxyfuel-Prozess sind in der Brennkammer der
Versuchsanlage der TU Dresden am Ausbrandende ungekühlte keramische
Probenhalter installiert. Tabelle 23: Zunahme der Verschlackung in derselben Brennkammerposition bei verschiedenen Prozess-Punkten.
konventionelle Verbrennung – 4 %
Restsauerstoff
‐ lockere Auflage der Asche ‐ keine Verschlackung
Schmelzpunkt der Asche: TS = 1099 °C
Oxyfuel 20 – 4 % Restsauerstoff
‐ lockere Auflage ‐ keine Verschlackung
Schmelzpunkt der Asche: TS = 1074 °C
Oxyfuel 25 – 4 % Restsauerstoff
‐ lockere Auflage ‐ leichte punktuelle Verschlackung
Schmelzpunkt der Asche: TS = 1173 °C
Oxyfuel 30 – 4 % Restsauerstoff
‐ vollständige Verschlackung ‐ kein lockerer Anteil
Schmelzpunkt der Asche: TS = 1280 °C
98
Für alle Versuche wurden gleiche Restsauerstoffgehalte von 4 vol.-%feucht am
Brennkammerende eingestellt.
Um den Oxyfuel-Prozess mit der konventionellen Verbrennung zu vergleichen, wurden
die Prozessparameter zwischen einer hohen (Oxyfuel 20) und einer geringen
(Oxyfuel 30) Menge an rezirkuliertem Abgas variiert.
Die Versuche zeigen, dass die Verschlackungsneigung im Oxyfuel-Prozess mit
reduzierter Rezirkulation im Vergleich zur konventionellen Verbrennung steigt. Da bei
Oxyfuel 30 wenig rezirkuliert wird, steigen die Brennkammertemperaturen. Deshalb wird
ein Probenhalter, der an derselben Position installiert ist wie bei konventioneller
Betriebsweise, vollständig verschlackt. Obwohl die Ascheschmelztemperatur (TS) einer
zusätzlich analysierten Ascheprobe (Rostasche) von Oxyfuel 20 bis Oxyfuel 30 steigt,
erhöht sich im gleichen Maße die Austrittstemperatur aus der Brennkammer.
Für Oxyfuel 20, der der Fahrweise der konventionellen Verbrennung ähnlich ist, sind
aber keine wesentlichen Veränderungen zu erwarten. Der Ascheschmelzpunkt liegt auf
einem ähnlichen Niveau.
Für Oxyfuel-Punkte mit reduzierter Rezirkulationsmenge müssen konstruktive
Veränderungen im Brennraum berücksichtigt werden.
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6.2.2 Wechselbetrieb mittels einer Rampe als kontinuierlicher Umschaltprozess
Für die Versuche zur Umschaltung der Staubfeuerungs-Versuchsanlage von der
konventionellen Verbrennung zum Oxyfuel-Betrieb mittels einer Rampe waren eine
Anzahl von Vorrausetzungen zu beachten.
Im Fall der 50 kW Staubfeuerungs-Versuchsanlage ist der Brennkammerinnendruck mit
einem Saugzug geregelt. Der Brennkammerinnendruck bleibt während des
Umschaltprozesses konstant. Dazu muss bei wechselnden Masseströmen im
Umschaltprozess – der Abgasmassestrom wird um ca. 75 % reduziert – die
Abgasklappe geschlossen werden. Weiterhin wird die Drehzahl des Saugzugs
verringert, um einen optimalen Betriebspunkt zu erreichen. Deswegen wird eine
Rampenumstellzeit von 11 Minuten (660 Sekunden) realisiert. Dadurch ist das
Gesamtsystem zwar träge, aber stabil.
Abbildung 83: Darstellung der Masseströme (Sollwerte und realen Messwerte) für die Umschaltung der Staubfeuerungs-Versuchsanlage von konventionellen Luftbetrieb in den Oxyfuel-Zustand.
Die Luftzufuhr (Luft sekundär) wird dadurch beschränkt, dass die Klappe einen
Mindestmassestrom von 5 kg/h hat (Leckstrom). Dadurch wird der Sauerstoff etwas
überschwingend gefahren, das heißt, dass schon nach 600 Sekunden der Maximalwert
erreicht wird. Obwohl der Sollwert 0 kg/h erreicht hat, strömt der Leckgasstrom noch in
die Anlage. Erst mit dem Schließen der zusätzlich installierten Magnetventile ist die
Luftzuführung in die Brennkammer vollständig geschlossen. Dieses Überschwingen der
Luftzufuhr beeinflusst die Abgaszusammensetzung im Umschaltvorgang.
102
Die folgenden vier Darstellungen zeigen den Verlauf der Messung einzelner
Abgaskomponenten für den Umschaltvorgang aus Abbildung 83. Der Umschaltvorgang
mittels Rampe startet bei 0 und dauert 660 Sekunden.
Abbildung 84: Unterschied des Einschwingverhaltens von Kohlendioxid im Abgas zwischen dem vereinfachten Rührkesselmodell und der realen Messung.
In Abbildung 84 ist das schnelle Ansteigen der Kohlendioxid-Konzentration nach dem
Umschalten mittels Rampe zu sehen. Wird der Verbrennung keine Luft mehr zugeführt,
ist das Einschwingverhalten ähnlich dem der „sprunghaften“ Umschaltung.
Abbildung 85: Sauerstoff-Konzentration im trockenen Abgas beim Umschalten mittels Rampenfunktion.
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104
Bei Schwefeldioxid haben die Kennfeld-Untersuchungen deutlich gezeigt, dass je nach
Restsauerstoffkonzentration am Ende sowie der Menge an rezirkuliertem Abgas eine
stark unterschiedliche Menge an SO2 gebildet wird. Ursache ist unter anderem die
jeweils stark variierende adiabate Reaktionstemperatur. Aufgrund des fehlenden
Luftstickstoffs und der damit verbundenen Reduzierung der Abgasmenge um ca. 75 %
erfolgt eine Aufkonzentration des SO2 im Abgas. Der volumetrisch gemessene Wert
vervierfacht sich in etwa für diesen Fall – bei anderen Bedingungen in der
Brennkammer kann sich aber auch ein anderer Wert einstellen.
Die Stickstoffmonoxid-Bildung ist sehr komplex und unterliegt vielen Randbedingungen.
Abbildung 87 verdeutlicht, dass sich aufgrund des fehlenden Luftstickstoffs auch eine
andere NOX-Bildung ergibt.
Für Bestandteile wie Schwefeldioxid und Stickstoffmonoxid, die komplexen chemischen
und physikalischen Bildungsmechanismen unterliegen, ist das vereinfachende
Rührkesselmodell nicht geeignet.
Abbildung 88: Veränderung der Dichte im Abgas beim Umschaltungsvorgang.
Wie bereits dargestellt, bildet die Bilanzierung eine Basis zur optimierten Fahrweise von
Oxyfuel-Anlagen. Für den in diesem Kapitel beschriebenen Umschaltvorgang wurden
die aus den Masseströmen bilanzierten Abgasdichten im Abgasstrom in der
Anlagensteuerung der Staubfeuerungs-Versuchsanlage hinterlegt.
105
7 Vergleich zwischen Modell und Messung sowie Übertragung der Erkenntnisse
7.1 Grenzen der Bilanzierung
Die in der Staubfeuerungs-Versuchsanlage gemessenen Kohlendioxid-Konzentrationen
im Abgas stellen einen Indikator zur Validierung des Modells dar.
Die Differenz zwischen dem Messwert der Kohlendioxid-Konzentration (MW) und dem
dazugehörigen Rechenwert (RW) aus der Bilanzierung wird dabei als absolute
Abweichung (∆xCO2) bezeichnet.
RW,2CO2COMW,2CO x=x∆+x (33)
In Abbildung 89 sind die Abweichungen bei der Messung der Kohlendioxid-
Konzentration für die Kennfeldversuche ohne Falschluft dargestellt.
Dabei ist die absolute Abweichung ∆xCO2 über dem gemessenen Restsauerstoff im
trockenen Abgas aufgetragen. Er beträgt bis zu 3 Prozentpunkte. Diese Abweichung
hat mehrere Ursachen.
Abbildung 89: Absolute Abweichung der Kohlendioxid-Konzentrationen im trockenen Abgas für die Kennfeldversuche ohne Falschluft.
Einerseits geht die Bilanzierung von reinem Sauerstoff als Oxidationsmittel aus.
Tatsächlich führen schon kleinste Anteile an Restbestandteilen im verwendeten
106
Sauerstoff (Ar, Ne, etc.) zu einer Verringerung der maximal erreichbaren Kohlendioxid-
Konzentration im Abgas.
Weiterhin weißt auch die Kalibrierung der Kohledosierung einem Fehler auf.
Auch kann für die Versuche zum idealen Oxyfuel-Prozess (d.h. keine Falschluft) das
Eintreten kleinster Falschluftmengen nicht ausgeschlossen werden. Trotzdem wies ein
Teil der Versuche fast keinen Fehler im Kohlendioxid-Wert auf bzw. es wurde kein
erhöhter Kohlendioxidwert gemessen. Die derzeitig verfügbare Messtechnik zeigt zum
Beispiel 6 % Restsauerstoff und 95,5 % Kohlendioxid an, was einer Summe von
101,5 % entspricht. Solche Abweichungen sind trotz gewissenhafter Kalibrierung oft zu
beobachten. Ursache ist wahrscheinlich der hohe Feuchtegehalt im Abgas, der die
Messung der Geräte im Infarot-Bereich stark beeinflusst.
Abbildung 90: Absoluter Fehler der Kohlendioxid-Konzentration im trockenen Abgas für die Kennfeldversuche mit Falschluft.
Die Grenzen der Bilanzierung liegen in der Vielzahl an Reaktionen, die gleichzeitig
ablaufen. Die entwickelten Formeln berücksichtigen vom idealen Oxyfuel-Prozess
ausgehend nur den vollständigen Umsatz von Kohlenstoff, Schwefel und Wasserstoff.
107
7.2 Übertragung von Betriebserfahrungen auf größere Anlagen
Falschluft
Die Messungen an der Staubfeuerungs-Versuchsanlage haben gezeigt, dass schon
geringe Anteile an Falschluft zur Verringerung der Kohlendioxid-Konzentration führen.
In der Arbeit vorgestellte konstruktive Maßnahmen, wie spezielle Öffnungen für die
Messstellen, eine Absperrung der Frischluftleitungen durch dicht schließende
Magnetventile sowie die Abdichtung der Rezirkulationsleitungen, haben einen von
Falschluft fast vollständig freien Oxyfuel-Betrieb (Oxyfuel ideal) ermöglicht. Wichtig ist
dabei auch, dass besonders die Brennkammer als größte Komponente der Anlage mit
geringer Druckdifferenz zur Umgebung betrieben wird. Bei der Staubfeuerungs-
Versuchsanlage ist 1 mbar Überdruck in der Brennkammer möglich, ohne dass es zu
Beeinträchtigungen für das Anlagenpersonal kam.
Für Großanlagen sind dazu unbedingt gut belüftete und überwachte Kesselhäuser zu
planen, da das Abgas als Kohlendioxid-Gemisch schwerer ist als Luft und sich somit am
Boden des Kesselhauses sammelt, wenn es im Bereich des Dampferzeugers zum
Austreten von Abgas käme.
Abgas-Dichte-Bestimmung über Bilanz
Oxyfuel-Anlagen, die auch für konventionelle Luft-Verbrennung eingesetzt werden
sollen, benötigen variable Parameter für die Anlagensteuerung.
Es wurde gezeigt, dass die Abgasdichte im System anhand der eingehenden
Stoffströme vor der Brennkammer mittels einer Bilanz bestimmt werden kann. Dies
kann auf weitere nur mit hohem Aufwand messbare Werte übertragen werden.
In der Praxis könnten vorhandene Anlagen mit einer solchen Bilanz ergänzt werden.
Dabei könnten Werte wie die Abgasdichte zeitnah online angezeigt werden.
Besonders im Hinblick auf eine Verschmutzung der Wärmeübertragerflächen im
Dampferzeuger, den Falschluftanteil im Gesamtprozess und die Feuchte im Abgas
könnte dieses System an vorhandene Leitsysteme appliziert werden und so sinnvolle
Zusatzinformationen für den Betreiber liefern.
108
Umschaltverhalten
Versuche zum Umschaltverhalten der Feuerung zwischen konventioneller Luft-
Betriebsweise und Oxyfuel-Prozess haben gezeigt, dass die Aufkonzentration der
Abgaskomponenten wesentlich von zwei Faktoren abhängig ist.
1. Je mehr Abgas rezirkuliert wird, desto langsamer erreicht das Abgas bei
sprunghafter Umschaltung die maximalen Konzentrationen. Würde kein Abgas
rezirkuliert werden, wäre die Endkonzentration sofort bei sprunghafter
Umschaltung erreicht – dies entspräche dem theoretischen Grenzfall.
2. Versuche mit einer Umschaltrampe als technischer Umsetzung haben gezeigt,
dass die Gesamtanlage sich umso schneller einschwingt und die
Abgaskomponenten die Endkonzentration erreichen, je schneller die Rampe
gefahren werden kann. Jede Anlage hat dabei eine spezifische
Umschaltgeschwindigkeit, die ermittelt werden muss.
Es hat sich auch gezeigt, dass der global zugeführte Sauerstoff bei der Umschaltung
reduziert werden kann. Ursache ist die Reduktion des Abgasmassestromes.
Restsauerstoff im Abgas
Die Verbrennungsversuche an der Staubfeuerungs-Versuchsanlage haben gezeigt,
dass die Verbrennung im Oxyfuel-Prozess bis 4 % Restsauerstoff im trockenen Abgas
gut funktioniert. Weiterhin wurde gezeigt, dass der Brenner zwischen 17 % und 33 %
Sauerstoff am Brennkammereintritt mit Trockenbraunkohle stabil brennt.
In der Sauerstoffvormischkammer des Brenners wurden teilweise bis zu 50 %
Sauerstoffkonzentration realisiert.
Oxyfuel-Anlagenbetrieb
An der Versuchsanlage wurden insgesamt etwa 600 h sicherer Oxyfuel-Betrieb
realisiert. Dabei wurde in der Sauerstoff-Vormischkammer keine Werkstoffveränderung
festgestellt.
Für die Überwachung der Kohleflamme wurde ein konventioneller Infarot-Wechsellicht
Sensor eingesetzt, der im Oxyfuel-Betrieb auch einwandfreie Signale lieferte.
109
7.3 Zusammenfassung
Mit der Herleitung einfacher Basisgleichungen ist es möglich, die Hauptstoffströme im
Oxyfuel-Prozess, wie Sauerstoffbedarf (18), Rezirkulationsmenge (20) und globaler
Abgasstrom, zu bestimmen. Die Gleichungen beziehen sich auf den jeweiligen
Brennstoff und entsprechende Sauerstoffkonzentrationen und können somit auch auf
andere Feuerungsarten übertragen werden.
Das Lambda als Stöchiometriezahl für den Oxyfuel-Prozess ist im üblichen Sinne wenig
geeignet.
Bei konventioneller Verbrennung mit Luft wird zwar die Stöchiometriezahl λ, nicht aber
die Sauerstoffkonzentration von 21 Prozent im Oxidationsmittel angegeben, da diese
allgemein bekannt ist. Die Abgasrückführung (Rezirkulation) im Verbrennungsprozess –
beispielsweise zur NOX-Minderung – geschieht bei konventioneller Verbrennung in
einem so kleinen Anteil, dass die Sauerstoff-Konzentration am Brennkammereintritt
durch die Mischung von rezirkuliertem Abgas und Luft nicht wesentlich verändert wird.
Bei einer konventionellen Kohleverbrennung mit 10 Prozent Abgasrückführung sinkt die
Sauerstoffkonzentration am Brennkammereintritt von 21 auf nur etwa 19
Volumenprozent.
Die Herleitung des Unterschieds zwischen globaler und lokaler Stöchiometriezahl für
den Oxyfuel-Prozess hat gezeigt, dass gleiche lokale Stöchiometriezahlen bei
variierendem Rezirkulationsanteil unterschiedliche globale Stöchiometriezahlen zur
Folge haben.
In dieser Arbeit wird vorgeschlagen, die Bezeichnung der Zustandspunkte im Oxyfuel-
Prozess mit den Sauerstoffkonzentrationen am Brennkammereintritt bzw. -austritt zu
verbinden. Für den Sauerstoffanteil am Brennkammereintritt (z.B. 30 vol.-%) und den
Restsauerstoff am Brennkammerende (z.B. 4 vol.-%) folgt zum Bespiel die
Bezeichnung Oxyfuel 30 mit 4 % Restsauerstoff. Diese Bezeichnung ist eindeutig und
kann das Lambda – als Beschreibung der Stöchiometrie im konventionellen Betrieb –
ablösen.
110
Es wurde gezeigt, dass für den Oxyfuel-Prozess eine breite Parametervariation der
Rezirkulation und der Sauerstoffverteilung möglich ist. Für eine Vielzahl an Punkten
sind Verbrennungsversuche mit Trockenbraunkohle und Sauerstoff durchgeführt
worden. Ein stabiler Betrieb der Versuchsanlage der TU Dresden wurde zwischen
Oxyfuel 17 und Oxyfuel 33 erreicht.
Die Untersuchungen haben nachgewiesen, dass die Rezirkulation des feuchten
Abgases für die Verbrennung unkritisch ist. Die Schwefeldioxid-Emissionen sind
abhängig von den variierenden Reaktionstemperaturen im Kennfeld, dem
Restsauerstoff am Brennkammerende und der Rezirkulation des Abgases. Werden
Kraftwerkskonzepte über die Fahrweise mit der jeweiligen Reaktionstemperatur
verknüpft, können damit die Schwefeldioxid-Emissionen im Abgas beeinflusst werden.
Mit der Belagssondenmessung von Aschepartikeln im Abgasstrom wurde gezeigt, dass
auch andere Komponenten (z.B. Chlor) im Oxyfuel-Prozess aufkonzentriert werden.
Diese erhöhten Konzentrationen werden zu neuen Anforderungen in der
Werkstoffauswahl führen.
Für das Einschwingverhalten der Abgaszusammensetzung beim Umschalten von
konventioneller Verbrennung zu Oxyfuel-Prozess-Fahrweise hat sich gezeigt, dass für
diese Staubfeuerungs-Versuchsanlage ein einfaches Rührkesselmodell geeignet ist.
Zu den im Verbrennungsprozess entstehenden Schadstoffen im Oxyfuel-Kennfeld
wurden Messungen durchgeführt. Zu den komplexen Entstehungsmechanismen im
Oxyfuel-Prozess sind noch weitere Arbeiten erforderlich.
111
Abkürzungsverzeichnis & Indizes Indizes (tiefgestellt) A Asche AG Abgas AK Abgaskühler aus austretend BK Brennkammer BZ Bezug BR Brennstoff el elektrisch F Filter g, global global i Bestandteil KL Kühlluft KW Kühlwasser kv konventionell L Luft bzw. Luftbetrieb Luvo Luftvorwärmer l, lokal lokal m mittlerer Wert max maximal min Mindest- bzw. Minimaler … MW Messwert O2 Sauerstoff OM Oxidationsmittel OP Oxyfuel-Prozess R Bilanzkreis Rezirkulation REZI, RZ Rezirkulation RG Reaktionsgas RW Rechenwert u unterer Heizwert US Umschaltung V Verlust Vent Ventilator ph physikalisch stöch stöchiometrisch
Indizes (hochgestellt)
. Strom __ im Mittel / Mittelwert
Abkürzungen (griechische Buchstaben) λ Stöchiometriezahl, Luftüberschusszahl ξ Masseanteil ∆ Differenz
112
Symbole / Abkürzungen Ar Argon ADECOS Advanced Development of the Coal-Fired Oxyfuel Process with CO2
Separation BKS Braunkohlestaub C Kohlenstoff Ca Kalzium CCS Carbon Capture Storage ch chemisch Cl Chlor d differenziell DIN Deutsche Industrienorm el elektrisch ESP Elektrofilter Fe Eisen G global (Kurzform) global globaler Bilanzkreis H Wasserstoff In eintretend LZA Luft-Zerlegungsanlage Mg Magnesium N Stickstoff Ne Neon Pb Blei O / O2 Sauerstoff ON ohne Nachweis S Schwefel SCR Entstickungsanlage Si Silizium TBK Trockenbraunkohle x Messwert
Formelzeichen c Wärmekapazität H& Enthalpiestrom m& Massestrom Q Wärme p Druck P Leistung t Zeit T Temperatur [K] ϑ Temperatur [°C]
113
Abbildungsverzeichnis Abbildung 1: Darstellung der Arbeitsschritte zur kleintechnischen Umsetzung einer
Oxyfuel-Staubfeuerungsanlage mit Bilanzierung der Verfahrensschritte.
............................................................................................................... 7
Abbildung 2: Schematische Darstellung des IGCC-Prozesses als Kohlendioxid-
Abscheidung vor der Verbrennung. ...................................................... 10
Abbildung 3: Vereinfachte Schaltung einer Verbrennung mit nachgeschalteter MEA-
Wäsche als Beispiel eines Post-Combustion Capture Prozesses. ....... 11
Abbildung 4: Schematische Darstellung des Oxyfuel-Prozesses. ................................. 13
Abbildung 5: Schematische Darstellung des Oxycoal-Prozesses. ................................. 14
Abbildung 6: Idealvorstellung der Verdünnung der Verbrennung in der Brennkammer
durch nicht reagierende Bestandteile im Oxidationsmittel und
Restsauerstoff. ..................................................................................... 18
Abbildung 7: Darstellung der Oxyfuel-Punkt Definition .................................................. 20
Abbildung 8: Grundschaltung der Versuchsfeuerung NEDO / IHI Japan [17]. .............. 23
Abbildung 9: Schaltung der 3 MW-Argonne-Versuchsanlage . ...................................... 24
Abbildung 10: Temperaturverlauf in der Brennkammer – Luft, Oxyfuel-Prozess (links)
[20]. ...................................................................................................... 25
Abbildung 11: Ausbrandrate über Brennkammerlänge (rechts) [20]. ............................. 25
Abbildung 12: Schaltung der CANMET-Versuchsanlage [23]. ....................................... 26
Abbildung 13: Brenneraufbau für Kohlestaubfeuerung mit integriertem Erdgasbrenner
[23]. ...................................................................................................... 27
Abbildung 14: Oxyfuel-Reaktionsreaktor mit partieller Rezirkulation. ............................ 29
Abbildung 15: Unterschied der Konzentrationen in der Flamme über die
Brennkammerlänge zwischen Baseline (Luft) und Oxyfuel 27 [26]. ..... 30
Abbildung 16: Oxyfuel-Brennkammer an der TU Hamburg-Harburg [27]. ..................... 31
Abbildung 17: Vorgehensweise bei der Bilanzierung einer Staubfeuerungs-
Versuchsanlage für den Oxyfuel-Prozess. ........................................... 38
Abbildung 18: Verschaltung der Einzelbilanzen zur globalen Bilanz. ............................ 38
Abbildung 19: Interne Wärmeverschiebung für größere Anlagen. ................................. 39
Abbildung 20: Darstellung des Bilanzkreis-Moduls Verbrennung und Wandkühlung. ... 40
Abbildung 21: Bilanzkreis um den Abgaskühler. ............................................................ 41
Abbildung 22: Darstellung des Bilanzkreises Abgasfilterung und Teilung. .................... 42
114
Abbildung 23: Darstellung des Bilanzkreises Rezirkulation. .......................................... 43
Abbildung 24: Zusammenfassung aller Teilbilanzen zur Globalbilanz für die
Staubfeuerungs-Versuchsanlage. ........................................................ 44
Abbildung 25: Vereinfachte Bilanzierung zur Darstellung der lokalen und globalen
Stöchiometriezahl. ................................................................................ 45
Abbildung 26: Vereinfachtes Bilanzschema für die Stöchimetriezahl bei konventioneller
Verbrennung. ....................................................................................... 49
Abbildung 27: Verhältnis der Stöchiometriezahlen zwischen konventioneller
Verbrennung mit Luft (ξOM,O2,g = 0,23) und Oxyfuel-Prozess (ξOM,O2,g =
1,00) bei variierendem Restsauerstoffgehalt. ....................................... 50
Abbildung 28: Verhältnis der Stöchiometriezahlen bei verschiedenen
Zusammensetzungen des Oxidationsmittels im Oxyfuel-Prozess. ....... 51
Abbildung 29: Rechenweg der Hauptgrößen beim Oxyfuel-Prozess. ............................ 52
Abbildung 30: Sauerstoff-Reaktionsgasverhältnis in Abhängigkeit der
Sauerstoffkonzentration am Ein- bzw. Austritt der Brennkammer (linke
Abbildung) ............................................................................................ 53
Abbildung 31: Brennstoff-Reaktionsgasverhältnis in Abhängigkeit der
Sauerstoffkonzentration am Ein- bzw. Austritt der Brennkammer (rechte
Abbildung) ............................................................................................ 53
Abbildung 32: Zündzeit der Kokspartikel in Abhängigkeit der Sauerstoffkonzentration
(links) .................................................................................................... 54
Abbildung 33: Abbrandzeit der Kokspartikel in bhängigkeit Sauerstoffkonzentration
(rechts) ................................................................................................. 54
Abbildung 34: SO2-SO3-Gleichgewicht und Einfluss von Katalysatoren [36]. ................ 57
Abbildung 35: Allgemeine Bilanz eines Brennstoffbestandteiles i. ................................. 58
Abbildung 36: Kennfeldbildung durch Bilanzierung einzelner Zustandspunkte auf Basis
des mathematischen Modells. .............................................................. 61
Abbildung 37: Dreidimensionales Kennfeld der Bilanz und der Versuchspunkte
(Schema). ............................................................................................. 61
Abbildung 38: Ausschnitt aus Bilanzierung der Kennfeldversuche. ............................... 62
Abbildung 39: Theoretische Kohlendioxid-Konzentration bei wechselnden
Betriebsparametern im Kennfeldversuch (links). .................................. 62
115
Abbildung 40: Theoretisch maximal erreichbare Schwefeldioxid-Konzentrationen im
Abgas bei maximalem Schwefelumsatz (rechts). ................................ 62
Abbildung 41: Darstellung der Kohlendioxid-Werte im Kennfeld (links). ........................ 63
Abbildung 42: Darstellung der Schwefeldioxid-Werte im Kennfeld (rechts). .................. 63
Abbildung 43: Adiabate Reaktionstemperaturen bei wechselnden Betriebszuständen im
Kennfeld. .............................................................................................. 63
Abbildung 44: Qualitative Darstellung der ADECOS-Falschluft-Definition. .................... 64
Abbildung 45: Maximale Kohlendioxidkonzentration im trockenen Abgas bei Oxyfuel-
Prozess mit 4% Falschluftanteil am Brennkammerdurchsatz. .............. 65
Abbildung 46: Schwefeldioxid-Konzentrationen im trockenen Abgas, bei vollständigem
Umsatz des im Brennstoff enthaltenen Schwefels zu Schwefeldioxid
(links). ................................................................................................... 65
Abbildung 47: Adiabate Reaktionstemperaturen bei Oxyfuel-Falschluftversuchen
(rechts). ................................................................................................ 65
Abbildung 48: Darstellung der maximal möglichen Kohlendioxid-Konzentrationen im
Abgas bei 4 % Falschluft. ..................................................................... 66
Abbildung 49: Mechanismen bei der sprungartigen Umschaltung der Zusammensetzung
des Oxidationsmittels. .......................................................................... 68
Abbildung 50: Einschwingverhalten der Abgaskomponenten beim sprungartigen
Umschalten von konventioneller Luft-Betriebsweise auf Oxyfuel-
Prozess-Fahrweise (Abgaswerte feucht). ............................................. 69
Abbildung 51: Vereinfachter Zusammenhang der Zusammensetzung des Abgases bei
rampenartiger Umschaltung der Zusammensetzung des
Oxidationsmittels. ................................................................................. 70
Abbildung 52: Einschwingverhalten der Abgaskomponenten bei Umschaltung mittels
einer Übergangsrampe (Abgaswerte feucht). ....................................... 71
Abbildung 53: Staubfeuerungs-Versuchsanlage 50 kWtherm für Luft- sowie Oxyfuel-
Betrieb. ................................................................................................. 72
Abbildung 54: Verfahrensfließschema der 50 kWtherm Staubfeuerungs-Versuchsanlage.
............................................................................................................. 73
Abbildung 55: Schematische Darstellung eines möglichen Umschaltvorgangs. ............ 74
116
Abbildung 56: Bildschirmausdruck der Ablaufsteuerung mit Siemens SPS zur
automatischen stufenlosen Umschaltung von konventioneller zu
Oxyfuel-Fahrweise. .............................................................................. 74
Abbildung 57: Brennermund mit Sauerstoffdüsen und Vorverdrallung (links)................ 75
Abbildung 58: Brenner mit Sauerstoffvormischkammer und zentraler Sauerstofflanze
(rechts). ................................................................................................ 75
Abbildung 59: Gasdichte Ausführung einer Messflanschverbindung an der
Brennkammer der 50 kW Staubfeuerungs-Versuchsanlage. ............... 76
Abbildung 60: Dichte des Abgases für die Rezirkulation (20°C; 1013 mbar). ................ 79
Abbildung 61: Darstellung der Messwerte für 2 exemplarische Messreihen. ................ 85
Abbildung 62: Interpolierte Messwerte der Kohlendioxid-Konzentration im trockenen
Abgas (links). ....................................................................................... 85
Abbildung 63: Theoretische Kohlendioxid-Konzentration auf Basis der Modellierung
(rechts). ................................................................................................ 85
Abbildung 64: Bildung von Schwefeldioxid in Abhängigkeit des Restsauerstoffes und
des rezirkulierten Abgases. .................................................................. 86
Abbildung 65: Elementarer Schwefel in der Flug- und Bettasche am Brennkammerende
in Abhängigkeit des Restsauerstoffgehaltes (4 … 8 vol.-%) im Abgas. 87
Abbildung 66: Interpolierte Messwerte der Kohlendioxid-Konzentration im trockenen
Abgas bei Versuchen mit Falschluft (links). .......................................... 88
Abbildung 67: Theoretische Kohlendioxid-Konzentration auf Basis der Modellierung
unter Berücksichtigung von Falschluft (rechts). .................................... 88
Abbildung 68: Bildung von Schwefeldioxid in Abhängigkeit des Restsauerstoffes und
des rezirkulierten Abgases bei Versuchen mit Falschluft (links). .......... 89
Abbildung 69: Schwefel-Anteil in den groben Flugstaub-Partikeln. ............................... 92
Abbildung 70: Blei-Anteil in den groben Flugstaub-Partikeln (rechts). ........................... 92
Abbildung 71: Chlor-Anteil in den groben Flugstaub-Partikeln. ..................................... 93
Abbildung 72: Kalzium-Anteil in den groben Flugstaub-Partikeln (links). ....................... 93
Abbildung 73: Kalium-Anteil in den groben Flugstaub-Partikeln (rechts). ...................... 93
Abbildung 74: Schwefel-Anteil in den feinen Flugstaub-Partikeln (links). ...................... 94
Abbildung 75: Blei-Anteil in den feinen Flugstaub-Partikeln (rechts). ............................ 94
Abbildung 76: Chlor-Anteil in den feinen Flugstaub-Partikeln. ....................................... 94
Abbildung 77: Stoffströme von Chlor in der Bilanzierung. ............................................. 95
117
Abbildung 78: Kalzium-Anteil in den feinen Flugstaub-Partikeln (links). ........................ 96
Abbildung 79: Kalium-Anteil in den feinen Flugstaub-Partikeln (rechts). ....................... 96
Abbildung 80: Kohlendioxid-Konzentrationen im trockenen Abgas bei sprungartiger
Umschaltung der Versuchsanlage von konventioneller Verbrennung
zum Oxyfuel-Prozess. .......................................................................... 99
Abbildung 81: Schwefeldioxid-Konzentrationen im trockenen Abgas beim
Umschaltvorgang. .............................................................................. 100
Abbildung 82: Wasser-Konzentrationen im realen Abgas beim Umschaltvorgang. ..... 100
Abbildung 83: Darstellung der Masseströme (Sollwerte und realen Messwerte) für die
Umschaltung der Staubfeuerungs-Versuchsanlage von konventionellen
Luftbetrieb in den Oxyfuel-Zustand. ................................................... 101
Abbildung 84: Unterschied des Einschwingverhaltens von Kohlendioxid im Abgas
zwischen dem vereinfachten Rührkesselmodell und der realen
Messung. ............................................................................................ 102
Abbildung 85: Sauerstoff-Konzentration im trockenen Abgas beim Umschalten mittels
Rampenfunktion. ................................................................................ 102
Abbildung 86: Einschwingverhalten des Schwefeldioxids beim Umschalten von
konventioneller Verbrennung zum Oxyfuel-Prozess mittels
Umschaltautomatik. ............................................................................ 103
Abbildung 87: Stickstoffmonoxid-Emissionen beim Umschaltvorgang. ....................... 103
Abbildung 88: Veränderung der Dichte im Abgas beim Umschaltungsvorgang. .......... 104
Abbildung 89: Absolute Abweichung der Kohlendioxid-Konzentrationen im trockenen
Abgas für die Kennfeldversuche ohne Falschluft. .............................. 105
Abbildung 90: Absoluter Fehler der Kohlendioxid-Konzentration im trockenen Abgas für
die Kennfeldversuche mit Falschluft. .................................................. 106
118
Tabellenverzeichnis Tabelle 1: Vergleich verschiedener Verfahren zur Kohlendioxid-Abtrennung aus dem
Kraftwerksprozess. ..................................................................................... 16
Tabelle 2: Vergleich von konventioneller Verbrennung mit realem und idealem Oxyfuel-
Prozess. ...................................................................................................... 19
Tabelle 3: Kriterien für eine Versuchsanlage zum Oxyfuel-Prozess. ............................. 22
Tabelle 4: Übersicht über existierende Versuchsstaubfeuerungen. ............................... 32
Tabelle 5: Beschreibung der chemischen und der physikalischen Enthalpie für
Brennstoffe. ................................................................................................ 35
Tabelle 6: Zusammensetzung von Vattenfall-Braunkohlestaub / analysenfeucht
(Lieferung 2006). ........................................................................................ 36
Tabelle 7: Chemische Zusammensetzung der Brennstoffasche Vattenfall BKS / DIN 51
729 [32]. ...................................................................................................... 36
Tabelle 8: Unterschiede im Heizwert (hu). ..................................................................... 37
Tabelle 9: Erläuterung der Teilbilanzen. ........................................................................ 39
Tabelle 10: Erläuterung der Teilströme. ........................................................................ 40
Tabelle 11: Erläuterung der Teilströme. ........................................................................ 41
Tabelle 12: Erklärung der Teilströme ............................................................................. 42
Tabelle 13: Erläuterung der Teilströme. ........................................................................ 43
Tabelle 14: Luftverhältniszahlen für verschiedene Feuerungsarten [30]. ...................... 48
Tabelle 15: Übertragung konventioneller Luftverhältniszahlen für verschiedene
Feuerungsarten [30] auf Oxyfuel-Prozess-Bedingungen. ........................... 51
Tabelle 16: Ausgewählte Bestandteile der Asche von Braunkohlen [30]. ...................... 55
Tabelle 17: Vergleich der Luft- und Oxyfuel-Zustände bei der Abgasmessung. ............ 59
Tabelle 18: Übersicht über die Komponenten der Staubfeuerungs-Versuchsanlage. ... 73
Tabelle 19: Anforderungen an Abgasmessbereiche im Oxyfuel-Prozess bei Braunkohle.
................................................................................................................... 77
Tabelle 20: Kennfeldversuche an der Staubfeuerungs-Versuchsanlage. ...................... 84
Tabelle 21: Zusammensetzung des feuchten Abgases bei Belagssondenmessung. .... 90
Tabelle 22: Vergleich der Massebilanzen für Chlor. ...................................................... 95
Tabelle 23: Zunahme der Verschlackung in derselben Brennkammerposition bei
verschiedenen Prozess-Punkten. ............................................................... 97
119
Literaturverzeichnis
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