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Maximierung der CO2‐Abtrennung beim kohlebefeuerten Oxyfuel
MaximierungderCO2‐AbtrennungbeimkohlebefeuertenOxyfuel‐Prozessmit kryogenerLuftzerlegungsanlage MaximierungderCO2‐Abtrennung beimkohlebefeuertenOxyfuel‐ Prozessmitkryogener Luftzerlegungsanlage DemPromotionsausschussder TechnischenUniversitätHamburg‐Harburg zurErlangungdesakademischenGrades Doktor‐Ingenieur(Dr.‐Ing.) genehmigteDissertation von JensDickmeis aus Buchholz(Dithmarschen) 2015 BibliografischeInformationderDeutschenNationalbibliothek DieDeutscheNationalbibliothekverzeichnetdiesePublikationinder DeutschenNationalbibliografie;detailliertebibliografischeDatensindimInternet überhttp://dnb.d‐nb.deabrufbar. 1.Aufl.‐Göttingen:Cuvillier,2015 Zugl.:(TU)Hamburg‐Harburg,Univ.,Diss.,2015 Gutachter: 1. Prof. Dr.‐Ing. Alfons Kather 2. Prof. Dr.‐Ing. Georg Fieg Datum der mündlichen Prüfung: 07. Juli 2015 ©CUVILLIERVERLAG,Göttingen2015 Nonnenstieg8,37075Göttingen Telefon:0551‐54724‐0 Telefax:0551‐54724‐21 www.cuvillier.de AlleRechtevorbehalten.OhneausdrücklicheGenehmigungdesVerlagesist esnichtgestattet,dasBuchoderTeiledarausauffotomechanischemWeg (Fotokopie,Mikrokopie)zuvervielfältigen. 1.Auflage,2015 Gedrucktaufumweltfreundlichem,säurefreiemPapierausnachhaltigerForstwirt‐ schaft. ISBN978‐3‐7369‐9053‐1 eISBN978‐3‐7369‐8053 Danksagung Die vorliegende Arbeit entstand während meiner Tätigkeit als wissenschaftlicher MitarbeiteramInstitutfürEnergietechnikderTechnischenUniversitätHamburg‐ Harburg. ZunächstmöchteichmichbeiHerrnProf.Dr.‐Ing.A.KatherfürdieMöglichkeitzur PromotionunddieunvergleichlicheZeitanseinemInstitutbedanken.Ohneseine hervorragende fachliche Betreuung und die persönliche Unterstützung wäre die UmsetzungdieserArbeitindemkurzenZeitraumnichtmöglichgewesen.Ichdan‐ ke Herrn Prof. Dr.‐Ing G. Fieg für die Übernahme des Zweitgutachtens und Herrn Prof.Dr.‐Ing.G.SchmitzfürdieÜbernahmedesPrüfungsvorsitzes. DenKolleginnenundKollegen,dieichwährendmeinerZeitamInstitutkennenler‐ nen durfte, danke ich für den freundschaftlichen Umgang untereinander und die unzähligen fruchtbaren fachlichen Diskussionen. Es sind in dieser Zeit viele Freundschaften entstanden, von denen ich mir auch nach meinem Ausscheiden vom Institut eine lange Beständigkeit erhoffe, so dass man auch in Zukunft noch vielgemeinsamerlebenkann. MeinenStudenten,dieIhreBachelor‐,Projekt‐bzw.Diplomarbeitbeimirgeschrie‐ benhabensowieinsbesonderemeinenstudentischenHilfskräftenHendrikTödter undJanSchefflermöchteichebenfallsandieserStellefürdieUnterstützungmei‐ nerArbeitdanken. Meinen Freunden danke ich für die uneingeschränkte Unterstützung auf die ich mich immer verlassen kann, das Verständnis und die notwendige zwischenzeitli‐ che Ablenkung. Meiner Familie danke ich für den bedingungslosen Rückhalt, der mirimmererlaubthatmeinenWegzugehen.NichtzuletztdankeichChristopher fürdieemotionaleUnterstützungunddiegemeinsameZeitabseitsderArbeit. Hamburg,imJuli2015 JensDickmeis Inhaltsverzeichnis Abbildungsverzeichnis.......................................................................................................IX Tabellenverzeichnis...........................................................................................................XV Abkürzungs‐undSymbolverzeichnis........................................................................XVII 1 Einleitung..........................................................................................................................1 1.1 MotivationundAbgrenzungderArbeit.......................................................................3 1.2 Vorgehensweise.....................................................................................................................6 2 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA................................................................7 2.1 2.2 2.3 2.4 DampfkraftwerkmitSteinkohlealsBrennstoff........................................................7 UmstellungdesKraftwerksaufOxyfuel‐Betrieb.....................................................8 Schadstoffe..............................................................................................................................11 KryogeneLZA........................................................................................................................14 2.4.1 Wärme‐undStoffüberganginderLZA.........................................................18 2.5 PartielleKondensationzurCO2‐Abtrennung...........................................................20 2.5.1 PhasengleichgewichtbeiderpartiellenKondensationinderCO2‐ Abtrennungsanlage...............................................................................................22 3 DerOxyfuel‐ProzessmiterhöhterCO₂‐Abtrennungsrate(CCR)................24 3.1 Polymermembranen...........................................................................................................25 3.2 Druckwechseladsorption(DWA)..................................................................................28 4 Modellbildung...............................................................................................................32 4.1 4.2 4.3 4.4 4.5 4.6 Basiskraftwerk......................................................................................................................32 Rauchgasreinigungsanlagen...........................................................................................35 Doppelsäulen‐ProzesszurGewinnungvongasförmigemSauerstoff...........38 Dreisäulen‐ProzesszurGewinnungvongasförmigemSauerstoff.................43 ZweistufigepartielleKondensationmitexternerKühlung...............................47 Polymermembran................................................................................................................55 VII Inhaltsverzeichnis 4.7 Druckwechseladsorption(DWA)..................................................................................61 4.8 IntegrationindieGPU........................................................................................................68 5 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung..................................71 5.1 BaugrößeundtreibendesDruckgefälle.....................................................................71 5.1.1 ZusätzlicheCO2‐AbtrennungsanlageimND‐Betrieb.............................71 5.1.2 ZusätzlicheCO2‐AbtrennungsanlageimHD‐Betrieb.............................79 5.2 EinflussvonFalschluftundKondensationstemperatur.....................................86 5.3 AuswirkungenaufdenGesamtprozess......................................................................90 6 RezirkulationdesRestgaseszurLZA..................................................................101 6.1 VerlustebeiderRückgewinnungdesRest‐O2ausdemRetentat................104 6.1.1 VerlusteindenLZA‐Prozessen....................................................................105 6.1.2 VerlusteamMolsieb..........................................................................................117 6.1.3 VerlusteanderGPU‐Expandergruppe......................................................119 7 ZusammenfassungundAusblick..........................................................................122 Literaturverzeichnis.........................................................................................................125 Anhang..................................................................................................................................141 VIII Abbildungsverzeichnis Abbildung1: Oxyfuel‐ProzessfüreineKohlenstaubfeuerungmitkryogenerLZA partiellenKondensationzurAbtrennungdesCO2....................................................................3 Abbildung2:Oxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZAunderhöhterCO2‐ Abtrennungsrate......................................................................................................................................4 Abbildung3:VereinfachtesProzessschemaeineskonventionellen Dampfkraftwerks....................................................................................................................................7 Abbildung4:DefinitionderSauerstoffzahlfüreinOxyfuel‐Kraftwerkfürdie globaleunddielokaleSauerstoffzahl.............................................................................................9 Abbildung5:ÄnderungderSchadstoffmengeimRauchgasinAbhängigkeit vonderKonversionsratebezogenaufdenLuftfall[83].......................................................11 Abbildung6:SchwefelsäuretaupunkttemperaturfürRauchgase....................................13 Abbildung7:SiedelinsedesZweistoffgemischesSauerstoff/Stickstoffbeieinem Druckvon1bar......................................................................................................................................15 Abbildung8:DampfdruckkurvenvonStickstoff,SauerstoffundArgonin AbhängigkeitvonderTemperatur;mit[96]berechnet.......................................................17 Abbildung9:ModelleinertheoretischenTrennstufefüreine„Rate‐based“‐Trenn‐ stufeimGegenstrommodell[96]....................................................................................................19 Abbildung10:CO2‐KonzentrationψundAbtrennungsrateCCRbeieiner einstufigenKondensation..................................................................................................................21 IX Abbildungsverzeichnis Abbildung11:VereinfachteDarstellungeinesMembranmodulszurTrennung einesZweistoff‐GemischesimGleichstrom[55].....................................................................25 Abbildung12:GrenzenverfügbarerMembranenbezüglichSelektivitätund PermeabilitätnachRobeson[109]................................................................................................27 Abbildung13:Links:SchemafürträgervermitteltenTransportund Diffusionstransport;rechts:MolarerFlussübereineMembran......................................28 Abbildung14:AdsorptionvonGasenaufFeststoffen[112]...............................................29 Abbildung15:AdsorptionsisothermenfürCO2undN2derAdsorbentien AktivkohleD47/3(AK)undZeolith5A.......................................................................................30 Abbildung16:DarstellungeinesAdsorptionsbettesimAdsorptions‐(links) undimEvakuierungsbetrieb(rechts)..........................................................................................30 Abbildung17:ProzessschemaderOxyfuel‐AnpassungdesBasiskraftwerks............34 Abbildung18:SäuretaupunktderprimärenRezirkulation................................................36 Abbildung19:DoppelsäulenprozessmitdoppeltemVerdampfer/Kondensator undLOX‐Boiler.......................................................................................................................................39 Abbildung20:Dreisäulen‐ProzesszurGewinnungvongasförmigemSauerstoff....44 Abbildung21:VerdichterstrangeinesDreisäulen‐ProzesseszurGewinnung gasförmigenSauerstoffs.....................................................................................................................46 Abbildung22:RauchgasverdichtungmitsechsStufen,Zwischenkühlernmit KondensatabscheidungundResttrocknungimMolsieb......................................................48 Abbildung23:CO2‐AbtrennungsanlagemitzweistufigerpartiellerKondensation undexternerKühlung.........................................................................................................................49 Abbildung24:CO2‐KonzentrationψundAbtrennrateCCRdesexterngekühlten CO2‐AbtrennungsprozessesinAbhängigkeitdesFalschlufteintrags..............................50 X Abbildungsverzeichnis Abbildung25:CO2‐KonzentrationψundAbtrennungsrateCCRdesextern gekühltenCO2‐AbtrennungsprozessesinAbhängigkeitvonderTemperaturim zweitenAbtrenner................................................................................................................................52 Abbildung26:SpezifischerEnergiebedarfderCO2‐AbtrennungsanlageundCO2‐ KonzentrationψinAbhängigkeitvonderCO2‐AbtrennungsrateCCRundvom Falschlufteintrag....................................................................................................................................53 Abbildung27:NettowirkungsgradηNdesOxyfuel‐KraftwerksinAbhängigkeitvon derCO2‐AbtrennungsrateCCRfürverschiedeneFalschluftanteileund TemperaturenimzweitenAbtrenner...........................................................................................54 Abbildung28:VereinfachteDarstellungdermodelliertenMembranmitM Abschnitten[141].................................................................................................................................56 Abbildung29:ZusätzlicheAbtrennungsrateCCRZusdermodelliertenMembran inAbhängigkeitvomDruckverhältnisΠZusundderMembranflächeA.........................59 Abbildung30:CO2‐KonzentrationimPermeatϕinAbhängigkeitvonderCO2‐ AbtrennungsrateCCRZusundvomDruckverhältnisΠZus;Permeatdruck=1bar......60 Abbildung31:VereinfachteDarstellungdersechsProzessschritteder Druckwechseladsorption...................................................................................................................63 Abbildung32:ModellierteDWA;linksAdsorptionsbetrieb;rechts EvakuierungsbetriebmitfreiabfließendemProduktgas.....................................................64 Abbildung33:ZusätzlicheCO2‐AbtrennungsrateCCRZusinAbhängigkeitvom gesamtenBettvolumenVallersechsBetten.............................................................................66 Abbildung34:CO2‐KonzentrationϕinAbhängigkeitvonderzusätzlichenCO2‐ AbtrennungsrateCCRZusfüreineDWA;pS=1bar..................................................................67 Abbildung35:ExterngekühlteGPUmitverschiedenenAnordnungsmöglichkeiten derzusätzlichenAbtrennungsanlageimVentgaspfad..........................................................69 XI Abbildungsverzeichnis Abbildung36:CO2‐KonzentrationenderProduktströmederGPUinAbhängigkeit vomRauchgasverdichteraustrittsdruck......................................................................................72 Abbildung37:MassenströmeamRauchgasverdichteraustrittinAbhängigkeit vomRauchgasverdichteraustrittsdruck......................................................................................73 Abbildung38:CO2‐KonzentrationϕinAbhängigkeitvonder GesamtabtrennungsrateCCRundderMembranflächeAbzw.DWA‐VolumenV......74 Abbildung39:CO2‐KonzentrationϕinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrate CCRunddemDruckverhältnisΠZus...............................................................................................76 Abbildung40:SpezifischerEnergiebedarfderGPUinAbhängigkeitvonder AbtrennungsrateCCRundBaugrößedeszusätzlichenAbtrennungsprozesses........77 Abbildung41:SpezifischerEnergiebedarfderGPUinAbhängigkeitvonder AbtrennungsrateCCRundvomDruckverhältnisΠZus...........................................................79 Abbildung42:CO2‐KonzentrationϕinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrate CCRundderBaugrößederzusätzlichenAbtrennanlage.....................................................81 Abbildung43:CO2‐KonzentrationϕinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrate CCRunddemAustrittsdruckpAus...................................................................................................83 Abbildung44:SpezifischerEnergiebedarfderGPUinAbhängigkeitvonder AbtrennungsrateCCRundderBaugrößedeszusätzlichenAbtrennungsprozesses84 Abbildung45:SpezifischerEnergiebedarfderGPUinAbhängigkeitvonder AbtrennungsrateCCRunddemAustrittsdruckpAus..............................................................85 Abbildung46:SpezifischerEnergiebedarfderGPUmitMembranimHD‐Betrieb inAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRunddesFalschlufteintragsinden Prozess.......................................................................................................................................................87 Abbildung47:SpezifischerEnergiebedarfderGPUmitMembranimHD‐Betrieb inAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRundderTemperaturimzweiten Abtrenner.................................................................................................................................................89 XII Abbildungsverzeichnis Abbildung48:NettowirkungsgraddesOxyfuel‐KraftwerksinAbhängigkeit vonderCO2‐AbtrennungsrateCCRfürverschiedeneΠZusundpAus................................90 Abbildung49:NettowirkungsgraddesOxyfuel‐KraftwerksinAbhängigkeit vonderCO2‐AbtrennungsrateCCRfürverschiedeneMembranflächenAund DWA‐BettvolumenV............................................................................................................................92 Abbildung50:NettowirkungsgraddesOxyfuel‐KraftwerksinAbhängigkeit vonderCO2‐AbtrennungsrateCCRfürverschiedeneFalschlufteinbrücheinden Kraftwerksprozess................................................................................................................................93 Abbildung51:NettowirkungsgraddesOxyfuel‐KraftwerksinAbhängigkeitvonder CO2‐AbtrennungsrateCCRfürverschiedeneTemperaturenimzweitenAbtrenner derGPU......................................................................................................................................................95 Abbildung52:SpezifischerLeistungsverlusteCO2inAbhängigkeitvonderCO2‐ AbtrennungsrateCCRfürverschiedeneProzessemitzusätzlicherAbtrennung......97 Abbildung53:SpezifischerLeistungsverlusterinAbhängigkeitvonderCO2‐ AbtrennungsrateCCRfürverschiedeneProzessemitzusätzlicherAbtrennung......99 Abbildung54:Oxyfuel‐KraftwerkmitzusätzlicherCO2‐Abtrennungund RezirkulationdesRetentatszurLZA.........................................................................................103 Abbildung55:DoppelsäulenprozessmitintegrierterRetentatrezirkulation; RetentatwirdinderND‐Kolonnezugeführt..........................................................................107 Abbildung56:DreisäulenprozessmitintegrierterRetentatrezirkulation; RetentatwirdinderHD‐Kolonnezugeführt..........................................................................111 Abbildung57:ZusammensetzungderGasphaseinderND‐Kolonnefürden DreisäulenprozessinBasisausführungundmitRetentatrezirkulation;O2‐ KonzentrationinderFlüssigphaseimSumpfkonstantbei95Vol.‐%........................113 Abbildung58:L/G‐VerhältnisderND‐KolonnedesDreisäulenprozessesfürden BasisprozessunddenProzessmiteinerRezirkulationdesRetentats.......................115 XIII Abbildungsverzeichnis Abbildung59:SO2‐AbtrennungsrateinAbhängigkeitvomL/G‐Verhältnisinder REA[123]..............................................................................................................................................145 XIV Tabellenverzeichnis Tabelle1:ElementaranalysedesReferenzbrennstoffs (SüdafrikanischeSteinkohle)...........................................................................................................32 Tabelle2:BerechneteKennwertefürdasBasiskraftwerkaufGrundlagevon[74] füreineFeuerungmitLuftalsOxidant........................................................................................33 Tabelle3:KenndatendesOxyfuel‐ProzessesaufBasisdesReferenzkraftwerks......35 Tabelle4:RandbedingungenundberechneteKennwertefüreinen DoppelsäulenprozessmiteinemadiabatenLuftverdichter; Umgebungsbedingungennach[114]............................................................................................40 Tabelle5:RandbedingungenundberechneteWertefüreineDreisäulen‐LZAmit adiabaterVerdichtungnach[138];Umgebungsbedingungennach[114]...................47 Tabelle6:KennwertederPolymermembranPolyactive®beieinerTemperaturvon 25°C[63]...................................................................................................................................................58 Tabelle7:ParameterzurBerechnungderAdsorptionsisothermenfürAktivkohle [111]...........................................................................................................................................................62 Tabelle8:MaximalesWirkungsgradpotentialdurchdieRezirkulationdes Retentat‐O2zumDampferzeugerfürverschiedeneLZAundFalschlufteinbrüche; ψ=96Vol.‐%........................................................................................................................................104 Tabelle9:GaszusammensetzungenderRetentatefürunterschiedliche FalschlufteinbrücheindenGesamtprozessundderVerwendungeines Doppelsäulenprozesses...................................................................................................................106 XV Tabellenverzeichnis Tabelle10:RezirkulationdesRetentatsindenDoppelsäulenprozessfürdie untersuchtenGase.............................................................................................................................109 Tabelle11:GaszusammensetzungenderRetentatefürunterschiedliche FalschlufteinbrücheindenGesamtprozessunddieVerwendungeines Dreisäulenprozesses.........................................................................................................................110 Tabelle12:RezirkulationdesRetentatsindenDreisäulenprozessfürdie untersuchtenGase.............................................................................................................................112 Tabelle13:NettowirkungsgradebeiRezirkulationdesRetentatszurLZAfür unterschiedlicheFalschlufteinbrücheindenGesamtprozessbeiVerwendung einesDreisäulenprozesses;nurdieinderColdboxentstehendenVerlustesind berücksichtigt......................................................................................................................................117 Tabelle14:EinflussdeshöherenAustrittsdrucksaufdieExpanderleistungder GPUfürverschiedeneFalschlufteinträgeindenProzess.................................................119 Tabelle15:NettowirkungsgradänderungdurchRetentatrezirkulationmiteiner Dreisäulen‐LZAunterBerücksichtigungallerVerluste.....................................................121 Tabelle16:RandbedingungendesBasiskraftwerksohne Rauchgasreinigungsanlagen..........................................................................................................141 Tabelle17:RandbedingungenderRauchgasreinigungsanlagenimBasisprozess.144 Tabelle18:RandbedingungenderOxyfuel‐Anpassung;nurgeänderteParameter aufgeführt..............................................................................................................................................146 Tabelle19:RandbedingungenderRauchgasreinigungsanlagenimOxyfuel‐Betrieb; nurgeänderteParameteraufgeführt;Randbedingungenfür2%Falschluftund Doppelsäulen‐LZA.............................................................................................................................150 XVI Abkürzungs‐undSymbolverzeichnis Abkürzungen AK Aktivkohle BP Betriebspunkt CCR CarbonCaptureRate(CO2‐AbtrennungsratedesgesamtenProzes‐ ses) CCRZUS CO2‐AbtrennungsratedeszusätzlichenAbtrennungsprozesses CCS CarbonCaptureandStorage DE Dampferzeuger DeNOx SekundäreEntstickungsanlage DWA Druckwechseladsorption DKW Dampfkraftwerk EOR EnhancedOilRecovery FL Falschluft FS Flugstaub G Generator GPU GasProcessingUnit(CO2‐Abtrennungsanlage) HD Hochdruck‐ IPCC IntergovernmentalPanelonClimateChange L/G Flüssigkeit/GasVerhältnis LOX‐Boiler VerdampferdesflüssigenSauerstoffproduktsderLZA LuVo Luftvorwärmer XVII Abkürzungs‐undSymbolverzeichnis LZA Luftzerlegungsanlage MD Mitteldruck‐ ND Niederdruck‐ REA Rauchgasentschwefelungsanlage SP Siedepunkt TP Taupunkt UN UnitedNations ChemischeSymbole Ar Argon C Kohlenstoff H Wasserstoff N Stickstoff O Sauerstoff S Schwefel GriechischeSymbole αi,j SelektivitätderMembranzwischendenKomponenteniundj βi ZustandsgleichungsparameterderKomponentei γi T ParameterderBoston‐MathiasAnpassung δM Membrandickeinm η Wirkungsgradin% λ Sauerstoffzahl ρ Dichteinkg/m³ ψ CO2‐KonzentrationimzurPipelinegeführtenGasstrom ωi azentrischerFaktorderKomponentei Θ i PermeanzderKomponenteiinm³(i.N.)/(m²hbar) XVIII Abkürzungs‐undSymbolverzeichnis Π DruckverhältniszwischenFeedundPermeatbzw.Produktgas CO2‐Konzentration des in der zusätzlichen Abtrennungsanlage ϕ abgetrenntenGasstroms Ω i PermeabilitätderKomponenteiinm³(i.N.)/(mhbar) LateinischeSymbole ai,j Attraktionsparameter bi Covolumen e spezifischerLeistungsaufwandderCO2‐AbtrennunginkJ/kgCO2 fω,i Zustandsgleichungsparameter kij Mischungsparameter der Komponenten i und j, Peng‐Robinson‐ Zustandsgleichung l TeilabschnittimMembran‐bzw.Adsorptionsbettmodell m Masseinkg n Stoffmengeinmol p Druckinbar pi PartialdruckderKomponenteiinbar überdenFilmaufderStufejübertragenerWärmestrominJ/s t ParameterzurBerechnungderBeladungdesAdsorbens u AdsorbierteMengeGasproAdsorbensinmol/kg v spezifischesmolaresVolumeninm³/mol xi,j StoffmengengehaltderKomponenteioderjinderFlüssigphasein mol/mol yi,j Stoffmengengehalt der Komponente i oder j in der Gasphase in mol/mol z ParameterzurBerechnungderAdsorbensbeladungin1/Pa A Flächeinm² q ,, XIX Abkürzungs‐undSymbolverzeichnis Di DiffusionskoeffizientderKomponenteiinm²/bar F zugeführterGasstromaufderTrennstufejinmol/s H Heizwert Ji molarerFlussderKomponenteidurchdieMembraninmol/s FlüssigkeitsstromderStufejinmol/s M ZahlderAbschnittederMembranbzw.desAbsorptionsbettes Mi molareMassederKomponenteiing/mol überdenFilmübertragenerStoffstromaufderStufejinmol/s elektrischeLeistunginW zugeführter Wärmestrom in die Flüssig‐ oder Gasphase auf der StufejinJ/s R molareGaskonstanteinJ/(molK) Si LöslichkeitderKomponenteiinmol/(m³bar) T TemperaturinK V Volumeninm³ Vavg,j GasförmigerStromderStufejinmol/s L N , ,, P Q , Indizes A Adsorbens B Brutto DP Taupunkt Exp Expander F Feed M Membran MS Molsieb N Netto XX Abkürzungs‐undSymbolverzeichnis Norm GrößeimNormzustand(1,01325bar,0°C) O Sauerstoff P Permeat R RetentatbeiderMembranbzw.RestgasbeiderAdsorption S Evakuierungsbetrieb U Unterer Vent Ventgas Verlust Verlust‐ Zus zusätzlicheAbtrennung aus Austritts‐ avg gemittelt c kritischeGröße el elektrisch i Laufparameter j Laufparameter k Laufparameter min Mindest‐ mol molareGröße r gegenüberdemLuftfallvermiedenesCO2 Exponenten GrößeproZeitinEinheit/s I Film L Flüssig V Gasförmig XXI 1 Einleitung Seit Mitte des 20. Jahrhunderts wird ein Klimawandel in Form einer steigenden globalenMitteltemperaturfestgestellt[1].DieserKlimawandelwirdinverschiede‐ nen Forschungsarbeiten und Berichten auf den Menschen zurückgeführt [1] [2]. DieTreibhausgasemissioneninFormvonCO2,MethanundanderenGasenwerden fürdenKlimawandelverantwortlichgemacht.Seitden1990erJahrenwerdenAn‐ strengungenseitensderUNunternommen,umdiesemanthropogenenKlimawan‐ del entgegenzuwirken. Im Kyoto‐Protokoll wurde von den meisten Ländern eine BegrenzungdesTemperaturanstiegsauf2°Cfestgelegt[3].UmdiesesZielzuerrei‐ chen, ist nach Meinung des IPCC [1] eine Senkung der globalen CO2‐Emissionen notwendig. Ein Großteil der CO2‐Emissionen entfällt auf die Stromerzeugung aus Kohle. In Deutschland sind dies 250 Mt [4] und somit 31 % der gesamten deut‐ schenCO2‐Emissionen. DieSenkungderCO2‐EmissionenausKohlekraftwerkenistsomiteinwesentlicher Punkt,umdieZielezurCO2‐Minderungzuerreichen.DaderBrennstoffweltweitin großen Mengen verfügbar ist und im Vergleich zu Erdgas auch kostengünstig ist, kann in naher Zukunft nicht auf die Verbrennung von Kohle in Kraftwerken ver‐ zichtetwerden,umeinesichereundkostengünstigeStromversorgungzugewähr‐ leisten.InternationalistderVerbrauchanKohleindenletztenJahrzehntenstetig gewachsen[5].ImWesentlichenstehendreiMöglichkeitenzurSenkungderspezi‐ fischenCO2‐EmissionenzurVerfügung: BrennstoffsubstitutiondurchkohlenstoffarmeBrennstoffe(z.B.Erdgas), WirkungsgradsteigerungderStromerzeugungmitKohlekraftwerken, AbtrennungdesCO2ausdemRauchgasundunterirdischeSpeicherung (CCS‐Technologien). 1 Einleitung Die Substitution der Kohle durch Erdgas ist aufgrund der hohen Kosten und der wenigenmöglichenLieferantennichtunbegrenztmöglich.DieSteigerungdesWir‐ kungsgrades hat ebenfalls nur ein begrenztes Potential, da er sich nicht beliebig erhöhenlässtundsichinIndustrieländernbereitsaufhohemNiveaubefindet[6]. Die Abtrennung des CO2 aus dem Rauchgas von Kohlekraftwerken ist daher die einzigeMöglichkeit,denAusstoßvonCO2durchKohlekraftwerkedeutlichzumin‐ dern.DasabgetrennteCO2kanndannunterirdischgespeichertwerden[7][8][9] oder zur Förderung von Erdöl (Enhanced Oil Recovery (EOR)) aus erschöpften Erdölfelderneingesetztwerden[10][11][12][13].BeiderCO2‐Abtrennungwer‐ den in der aktuellen Forschung drei Technologiepfade verfolgt, die sich grundle‐ gendinderArtderAbtrennungdesCO2unterscheiden: Post‐CombustionCO2‐Abtrennung, Oxyfuel, Pre‐CombustionCO2‐Abtrennung. BeidenPost‐CombustionCO2‐AbtrennungsverfahrenwirddasCO2miteinemche‐ mischen Lösungsmittel aus dem Rauchgas abgetrennt. Der Kraftwerksprozess bleibtdabeigegenüberdemLuftfallnahezuunverändert.DieKolonnezurAbtren‐ nungwirdstromabwärtsderRauchgasentschwefelungsanlageeingesetzt[14]. Der Oxyfuel‐Prozess sieht eine Verbrennungder Kohlemit nahezu reinem Sauer‐ stoffvor,umdenCO2‐AnteilimRauchgaszusteigernunddasCO2danndurchKon‐ densationausdemRauchgasabzutrennen[15][16][17][18][19][20][21][22]. AuchdieserProzessbasiertaufdemnormalenDampfkraftprozess. DerPre‐CombustionCO2‐AbtrennungsprozessbasiertaufderKohlevergasungzur VerbrennungdesSynthesegasesineinerGasturbine.DasCO2wirdnachderVerga‐ sung und einem CO‐Shift‐Reaktormit Hilfeeiner physikalischen Wäsche aus dem Prozessgasabgetrennt[23]. IndieserArbeitwirdderOxyfuel‐Prozessbetrachtet.EswurdeinmehrerenPilot‐ anlagen bereits gezeigt, dass der Prozess großtechnisch umsetzbar ist [24] [25] [26][27][28].AktuellsindDemonstrationsanlagenmitLeistungsklassenvon150‐ 450MWelgeplant,umdieTechnikweitervoranzubringen[29][30].BeimOxyfuel‐ Prozess wird die Kohle mit Sauerstoff verbrannt, um die Verdünnung des CO2 im 2 Einleitung RauchgasdurchdenLuftstickstoffzuverhindern.DadurchlässtsichderCO2‐Gehalt des Rauchgases je nach Kohle und Prozess auf maximal 90 Vol.‐% (trocken) stei‐ gern[18].DieZerlegungderLuftzurBereitstellungdesSauerstoffserfolgtineiner kryogenenLuftzerlegungsanlage(LZA). Abbildung1: Oxyfuel‐ProzessfüreineKohlenstaubfeuerungmitkryogenerLZApartiellenKondensationzurAbtrennungdesCO2 Abbildung1: Vereinfachtes Schema des Oxyfuel‐Prozesses für eine Kohlenstaub‐ feuerung mit kryogener LZA zur Sauerstoffbereitstellung und einer partiellenKondensationzurAbtrennungdesCO2ausdemRauchgas Durch den fehlenden Luftstickstoff würde die adiabate Flammentemperatur von 2000°C auf über 5100°C ansteigen [18]. Um eine Gestaltung des Dampferzeugers mitdengleichenWerkstoffenwiebeieinemkonventionellenKraftwerkumsetzen zu können, ist eine Rezirkulation von ca. 67 % des Rauchgases notwendig (siehe Abbildung 1). Der verbliebene Teil des Rauchgases wird zur CO2‐Abtrennung ge‐ führt(GasProcessingUnit(GPU)inAbbildung1),inderdurchpartielleKondensa‐ tioneinCO2‐reicherStromvomRauchgasabgetrenntwird.DieserCO2‐Stromkann gespeichertwerdenodereinerweiterenNutzungzugeführtwerden. 1.1 MotivationundAbgrenzungderArbeit UnabhängigvomjeweiligenCCS‐Verfahren,wirdindenaktuellenForschungsarbei‐ tenmeisteineCO2‐Abtrennungsrate(CCR)ausdemRauchgasvonca.90%vorge‐ 3 Einleitung sehen [15] [14] [31] [23]. Dies ist darauf zurückzuführen, dass der spezifische EnergiebedarfzurCO2‐AbtrennungmitzunehmendemCCRbeiallenAbtrennungs‐ verfahrenüberproportionalzunimmtoderdieCO2‐Konzentrationimabgetrennten CO2(ψ)abnimmt[15][14][31][23][32].DasverbleibendeRestgasenthältsomit bei allen CCS‐Verfahren eine Restmenge an CO2, die weiterhin an die Umgebung abgeführtwird.BeimOxyfuel‐ProzessistdiesesVentgasmiteinerniedrigenTem‐ peratur und auf einem hohen Druck verfügbar [33]. Die im Ventgas enthaltene EnergiekannzurKälteerzeugungundLeistungsgewinnungeingesetztwerden,was beidenmeistenProzessvariantenderFallist[15][34][35][36]. Abbildung2: Oxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZAunderhöhterCO2‐Abtrennungs‐ rate Es ist jedoch auch möglich, das im Ventgas enthaltene CO2 mit einem Membranprozess oder einer Druckwechseladsorption (DWA) zurückzugewinnen [35] [37] [38] [36] [39] [40] (siehe Abbildung 2). Dadurch lässt sich die CO2‐ AbtrennungsrateCCRdesGesamtprozessesaufWertedeutlichüber90%steigern. Durch diese Maßnahme können die CO2‐Emissionen des Kraftwerks weiter mini‐ miertundbeispielsweiseCO2‐ZertifikategegenübereinemProzessmit90%CCR eingespartwerden.DiesistmitdenbisherigenProzessennurbedingtmöglich.Bei einemCCRdeutlichüber90%fälltdieCO2‐KonzentrationimGPU‐Produktstromψ 4 Einleitung unter96Vol.‐%.Diesistjedochnichtzulässig,fallseineSpeicherungdesCO2oder EOR vorgesehen werden sollen. Mit Membranprozessen oder einer DWA im Ventgas‐pfad lässt sich ψ nahezu konstant halten und gleichzeitig CCR deutlich steigern [33]. Das verbleibende Restgas kann dann weiterhin zur Kälteerzeugung genutzt werden oder der noch enthaltene Restsauerstoff kann zurückgewonnen werden,umdenSauerstoffbedarfausderLZAundsomitdenEnergiebedarffürdie Sauerstoffbereitstellungzuverringern[41].FüreinekonventionelleDoppelsäulen‐ LZAergibtsichdadurchkeinNutzenfürdenGesamtprozess.Obsichdadurchbei NutzungeinerDreisäulen‐LZAeinNutzenfürdenGesamtprozessergibt,istnicht untersucht. In der aktuellen Literatur werden erhöhte CCR und die Nutzung des im Ventgas enthaltenenSauerstoffsinverschiedenenArbeitenbehandeltunddargestellt[35] [37] [38] [36] [39]. Dabei werden verschiedene Ansätze zur zusätzlichen CO2‐ Abtrennungbetrachtet.DieAuswirkungendieserzusätzlichenAnlageaufdenPro‐ zess der CO2‐Abtrennung und den Gesamtprozess werden dabei allerdings nicht betrachtet.WeiterhinsinddieBetrachtungenaufeinspezifischesCCRbeschränkt, sodass eine Optimierung hinsichtlich des Gesamtprozesses nicht durchgeführt wird. Auch die Anforderungen an die Gestaltung des Prozesses sind nicht ausrei‐ chend untersucht. Für die zusätzlichen Abtrennungsprozesse Membran und DWA sindvieleForschungsberichteverfügbar,diesichaufdieDetailsdesAbtrennungs‐ verfahrenswieStoffübergängeundMaterialeigenschaftenkonzentrieren[42][43] [44][45][46][47][48][49][50][51][52][53][54][55][56][57][58][59][60] [61][62].IndieserArbeitstehtdieBetrachtungdesGesamtprozessesimVorder‐ grund,umeineBewertungfüreineerhöhteAbtrennungsrateCCRzuermöglichen. DieveröffentlichtenArbeitenlassensichimWesentlichenindreiKategorieneintei‐ len: Betrachtung der CO2‐Abtrennung mit erhöhtem CCR ohne Bewertung des EnergiebedarfsunddesGesamtprozesses[35][37][38][36][39][40], Untersuchung von Membranprozessen und DWA zur generellen CO2‐ AbtrennungausGasen[54][63][64][65][42][66][67][43][52][55][56] [68][69][44][70][60][61][67], Gesamtprozessuntersuchungen ohne Betrachtung des erhöhten CCR [18] [15][71][72][28][29]. 5 Einleitung Für die Rückgewinnung des Sauerstoffs aus dem Ventgas des Oxyfuel‐Prozesses gibt es noch keine detaillierte Betrachtung oder Verfahrensbeschreibung. In der Literatur werden ausschließlich generelle Verfahren vorgeschlagen, allerdings nicht detailliert untersucht [35] [73] [40]. Im Rahmen dieser Arbeit werden die Auswirkungen eines erhöhten CCR auf den Gesamtprozess untersucht und eine BewertungderSauerstoffrückgewinnungausdemVentgasvorgenommen. 1.2 Vorgehensweise DieBewertungdesOxyfuel‐ProzesseserfolgtdurchModellierungundBerechnung mit kommerziell verfügbaren Simulationsprogrammen (EBSILON©Professional, AspenPlus©, AspenCustomModeler©). Die einzelnen Teilprozesse und Bauteile werdenmodelliertundzueinemGesamtmodellzusammengefügt,mitdemdieBe‐ trachtungendurchgeführtwerdenkönnen. ZunächstwirdeinBasismodellfüreinmitLuftbetriebenesKraftwerkerstellt,wel‐ ches dann für denOxyfuel‐Betrieb angepasstwird. Das Oxyfuel‐Basismodell wird ausgewertetunddieentscheidendenProzessgrößenwerdenbestimmt.ZurUnter‐ suchung der erhöhten CO2‐Abtrennungsrate CCR werden die zusätzlichen CO2‐ AbtrennungsanlagenmodelliertundindieBasismodelleintegriert.Mitdenerstell‐ tenModellenwerdendieAuswirkungendeserhöhtenCCRaufdenGesamtprozess sowiedieEinzelanlagenbestimmt. Abschließend wird betrachtet, wie der im Restgas enthaltene Sauerstoff genutzt werden kann, um die Sauerstoffausnutzung im Oxyfuel‐Prozess zu steigern und einen möglichen Nutzen für den Gesamtprozess zu generieren. Dazu wird eine RezirkulationdesRetentatsstromabwärtsdeszusätzlichenAbtrennungsprozesses zur LZA modelliert. Dort wird danneine optimierte Einbindung des Gases inden LZA‐Prozessangestrebt. 6 2 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZAbasiertaufdemkonventionellenkohlebe‐ feuertenDampfkraftwerkmitLuftalsOxidanten(sieheAbbildung3). 2.1 DampfkraftwerkmitSteinkohlealsBrennstoff DaskonventionelleDampfkraftwerksiehteineVerbrennungderKohlemitLuftim Dampferzeugervor.DieentstehendeWärmewirdüberdieMembranwandunddie BerührungsheizflächenaufdenWasser‐/Dampfkreislaufübertragen. Abbildung3:VereinfachtesProzessschemaeineskonventionellenDampfkraftwerks Abbildung3: Vereinfachtes Prozessschema eines konventionellen Dampfkraft‐ werks auf Basis von [74] mit Steinkohle als Brennstoff und Luft als Oxidant 7 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA DerproduzierteDampfwirdübereineDampfturbineentspannt.dieihrerseitsei‐ nen Generator antreibt und so Strom produziert. Das austretende Rauchgas wird zunächst entstickt und über den Luftvorwärmer abgekühlt sowie im Anschluss entstaubtundentschwefelt,bevoresmitHilfedesSaugzugsandieUmgebungab‐ geführtwird.DasRauchgasbestehtzu13Vol.‐%(trocken)ausCO2undzu75Vol.‐ %(trocken)ausStickstoff. 2.2 UmstellungdesKraftwerksaufOxyfuel‐Betrieb Ein Anheben der Konzentration des CO2 im Rauchgas erleichtert die Abtrennung desCO2amEndedesProzesses.EineUmstellungdesProzessesaufOxyfuelistin Abbildung1dargestellt.DurchdieAbtrennungdesStickstoffsvorderVerbrennung wirddieCO2‐KonzentrationimRauchgasgesteigert.ImOxyfuel‐Betrieblässtsich dieCO2‐KonzentrationimRauchgasinAbhängigkeitvondenProzessbedingungen aufüber90Vol.‐%(trocken)steigern[17].DieAbtrennungdesStickstoffserfolgtin einerkryogenenLZA,diealsDoppel‐oderDreisäuleausgeführtwerdenkann[75] [76] [77] [73]. Die kryogene Luftzerlegung ist bereits großtechnisch einsetzbar, sodass der Oxyfuel‐Prozess mit kryogener LZA heute in Großanlagen umsetzbar ist. Durch die Verbrennung mit reinem Sauerstoff würde die adiabate Flammen‐ temperaturvon2000°Cauf5000°Cansteigen[17].UmimDampferzeugerweiter‐ hin die gleichen Werkstoffe wie im Luftfall verwenden zu können, muss zur Sen‐ kung der Temperatur Rauchgas rezirkuliert werden. Um am Eintritt in die konvektiven Heizflächen eine Rauchgastemperatur von 1250°C und am Verdampferaustritt eine Dampftemperatur von 470 °C einzuhalten, ist eine Rezirkulationsrate von ca. 2/3 des gesamten Rauchgasmassenstroms notwendig [18]. So wird die Temperatur des Ascheerweichungspunktes nicht überschritten und die konvektiven Heizflächen sind vor Verschlackung geschützt. Weiterhin bleibt die Temperatur in der Membranwand in einem werkstoffverträglichen Be‐ reich. Die Rezirkulation setzt sich aus zwei verschiedenen Teilströmen zusammen. Die primäre Rezirkulation, welche die Kohle in der Mühle trocknet und den aufgemahlenenKohlenstaubzudenBrennernführt,ersetztdiePrimärluftausdem Luftfall. Die sekundäreRezirkulation wird sobemessen,dass dieTemperaturvon 8 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA 1250°CamFeuerraumaustritteingehaltenwird.DerfürdieVerbrennungnotwen‐ dige Sauerstoff kann entweder der sekundären Rezirkulation zugemischt werden oder separat zugeführt werden [19]. Durch die Rezirkulationen ergibt sich eine Änderung in der Bestimmung der Sauerstoffzahl bei der Verbrennung gegenüber demLuftfall[17],sodassfürdielokaleSauerstoffzahlλlokalgilt(sieheAbbildung4): λ m , m m , m , , (2‐1) mO,Rezirkulation mO,Luft λlokal mO,Rauchgas mO,Kohle λglobal Abbildung4: DefinitionderSauerstoffzahlfüreinOxyfuel‐Kraftwerkfürdieglobale unddielokaleSauerstoffzahl Zur Vermeidung von Korrosion im Dampferzeuger und zur Gewährleistung einer nahezuvollständigenVerbrennungderKohlesollteimDampferzeugereinλlokalvon 1,15 nicht unterschritten werden [17]. Im Luftfall wäre λlokal = λglobal, sodass die überdenLuftstromzuzuführendeSauerstoffmengedirektbestimmtwerdenkann. Im Oxyfuel‐Betrieb muss die Rezirkulation berücksichtigt werden, da bei einem konstanten λlokal ein kleineres λglobal vorliegt als im Luftfall, bei einem gleichzeitig erhöhtenRestsauerstoffgehaltimtrockenenRauchgas[78].EinereineBetrachtung des Restsauerstoffgehaltes im Rauchgas zur Bewertung der Verbrennung im Dampferzeuger,wieimLuftfallführtaufgrundderverändertenGaszusammenset‐ zungimOxyfuel‐ProzesszueinemlokalenSauerstoffüberschussvondeutlichunter 1,15.FüreinedetaillierteDarstellungderSauerstoffzahlenimOxyfuel‐Betriebsie‐ he [17] [18] [79] [21]. Der verbleibende Rauchgasstrom stromabwärts der 9 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA Rauchgasrezirkulationen wird im Rauchgaskondensator weitestgehend vom ent‐ haltenenWasserbefreit(siehe Abbildung1).ImAnschlusswirddasRauchgasver‐ dichtet und in einem Molsieb vollständig getrocknet, bevor es der GPU zugeführt wird. Die GPU kann auf verschiedene Weisen ausgeführt werden. Für eine CO2‐ KonzentrationimGPU‐Produktstromψvon95‐97Vol.‐%(trocken)reichteinepar‐ tielleKondensationaus,umeineCO2‐AbtrennungsrateCCRvon90%zuerreichen. CCRistdefiniertalsderinderGPUabgetrennteCO2‐Massenstrombezogenaufden derGPUzugeführtenCO2‐Massenstrom: CCR m m , , (2‐2) Soll eine höhere CO2‐Konzentration ψ erreicht werden ist eine Rektifikation not‐ wendig[80][81].ZusätzlichisteineUnterscheidungderCO2‐Abtrennungsprozesse im Bereich der Kältebereitstellung zur Kondensation notwendig. Interne Kältebe‐ reitstellungermöglichteinengeringerenEnergieverbrauchgegenübereinerexter‐ nenKältebereitstellung.DerVorteileinerexternenKältebereitstellungistdieMög‐ lichkeitaufAluminiumwärmeübertrager(Plate‐FinHeatexchanger)zuverzichten, dieanfälligfürQuecksilberkorrosionsind[82].Weiterhinkönnenexterngekühlte AnlagenVorteilebeihäufigenLastwechselnunddemAnfahrenderAnlageaufwei‐ sen.DasinderGPUabgetrennteCO2kanndanngespeichertoderfürandereZwe‐ ckegenutztwerden.DieBilanzgrenzedieserArbeitendetanderEinspeisungdes CO2indiePipeline.DieVerdichtungaufeinenPipelinedruckvon110barwirdbe‐ rücksichtigt.DasverbleibendeVentgaswirdandieUmgebungabgegeben. Diese Umgestaltung des konventionellen DKW‐Prozesses hat weitreichende Aus‐ wirkungen auf den Gesamtprozess. Die großen hinzugekommenen Verbraucher LZA und GPU führen zu deutlichen Nettowirkungsgradverlusten gegenüber dem konventionellen Basiskraftwerk. Je nach Prozessführung betragen die Nettowir‐ kungsgradverlustegegenüberdemkonventionellenBasiskraftwerkzwischen7%‐ Pkt. und 11 %‐Pkt. [32] [15] [36]. Der Nettowirkungsgrad η ist definiert als die NettoleistungdesKraftwerksbezogenaufdiezugeführteBrennstoffenergie: η P m H 10 (2‐3) DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA 2.3 Schadstoffe DieSchadstoffeFlugstaub(FS),Schwefeloxide(SOx)undStickoxide(NOx)bedürfen imOxyfuel‐BetriebeinerbesonderenBetrachtung.DurchdenfehlendenLuftstick‐ stoffsteigtnichtnurdieCO2‐KonzentrationimRauchgas,sondernessteigenauch dieKonzentrationenderanderenRauchgasbestandteile,alsoauchderSchadstoffe. Die Schadstoffkonzentrationen hängen dabei von der Konversionsrate im Dampf‐ erzeugerundderProzessschaltungab[83][16].In Abbildung5istdieSchadstoff‐ mengeundKonversionsratebezogenaufdenLuftfalldargestellt. Bezogene Konzentration (trocken) [-] 6 Luft Oxyfuel (Rezirkulation gereinigt) Oxyfuel (Rezirkulation ungereinigt) 5 SO2 ungereinigt 4 3 NOx ungereinigt 2 NOx gereinigt SO2 gereinigt 1 Luft 0 0,0 0,2 0,4 0,6 0,8 1,0 Bezogene Gesamtkonversionsrate [-] Abbildung5: ÄnderungderSchadstoffmengeimRauchgasinAbhängigkeitvonder KonversionsratebezogenaufdenLuftfall[83] DieuntereLiniestelltdenLuftfalldar.DiemittlereLiniezeigtdieaufdenLuftfall bezogene Änderung der Schadstoffkonzentrationen einer vollständig gereinigten Rezirkulation in Abhängigkeit von der Konversionsrate. Die obere Linie zeigt die Änderung der Schadstoffkonzentrationen gegenüber dem Luftfall für eine 11 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA ungereinigteRauchgasrezirkulation.BeieinerbezogenenKonversionsratevon1ist im Oxyfuel‐Prozess neben der Steigerung der CO2‐Konzentration um den Faktor 5,7 auch eine Steigerung der Schadstoffkonzentrationen um den gleichen Faktor von 5,7 zu erwarten (Linie ungereinigte Rezirkulation). Durch den Einsatz von RauchgasreinigungsanlagenfürSOxundNOxkanndieserWertbeieinerKonversi‐ onsratevon1fürdiesebeidenSchadstoffeauf1,9abgesenktwerden(Liniegerei‐ nigte Rezirkulation). Je nach Abtrennungsrate in den Rauchgasreinigungsanlagen ergeben sich lineare Verläufe die zwischen der oberen und mittleren Linie liegen [84]. Abbildung 5 ist zu entnehmen, dass sich für NOx bei ungereinigter RezirkulationeinesogeringebezogeneKonversionsrateergibt,dassdiebezogene NOx‐KonzentrationnurgeringfügigoberhalbderKonversionsrateeinervollständig vonNOxbefreitenRezirkulationliegt.Diesistdaraufzurückzuführen,dassüberdie Rezirkulation eingetragenes NOx im Feuerraum wieder reduziert wird [83] [20] [18] [85]. Der Einsatz einer DeNOx stromaufwärts der Rauchgasrezirkulation ist somit nicht sinnvoll, weil der Aufwand kaum Auswirkungen auf die NOx‐ KonzentrationimRauchgashat.EineTail‐End‐VariantederEntstickungistsinnvol‐ ler,umdenEinsatzvonkostenintensivemAmmoniakaufeinMinimumzubegren‐ zen (siehe Abbildung 17). Die Steigerung der SOx‐Konzentrationen liegt für beide LinienunterdererwartetenSteigerungum5,7(ungereinigt)bzw.1,9(vollständig gereinigt).Dies istauf die Rückhaltung vonSOx im Flugstaub zurückzuführen. Da auchdieFlugstaubfrachtdesRauchgaseserhöhtist,sinktdieKonversionsratebei einer ungereinigten Rezirkulation deutlicher ab als bei einer gereinigten Rezirkulation. Die Konzentrationen von SOx lassen sich durch die Position der Rauchgasreini‐ gungsanlagen im Prozess deutlich beeinflussen. In Abbildung 1 ist die primäre Rezirkulation des Prozesses entstaubt und entschwefelt und die sekundäre Rezirkulation des Prozesses nur entstaubt. Daraus würde sich für das SOx eine Konzentrationssteigerung gegenüber dem Luftfall zwischen den beiden oberen Linienin Abbildung5ergeben.EinegenaueBetrachtungdieserverschiedenenVa‐ rianten ist in [84] zusammengestellt. Die Zusammensetzung des Brennstoffs be‐ grenzt die Möglichkeiten, die Anordnung der Rauchgasreinigungsanlagen im Pro‐ zess zu variieren. Ein schwefelreicher Brennstoff führt zu einer hohen SO2‐ KonzentrationimRauchgas.DadieKonversionsratevonSO2zuSO3 beimOxyfuel‐ 12 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA ProzessebensowieimLuftfallbei2%liegt[86],steigtauchdieSO3‐Konzentration in gleichem Maße an. Zusammen mit den höheren Wasserkonzentrationen stellt sicheineerhöhteTaupunkttemperaturdesRauchgasesein.DieinAbbildung6dar‐ gestelltenVerläufederTaupunkttemperatursindnachderFormelvonVerhoffund Bancheroberechnet[87]: 1000 T 2,276 0,0294 ln p 0,0858 ln p 0,0062 ln p ln p (2‐4) DabeisindTDPdieTaupunkttemperaturderSchwefelsäureimRauchgasinKundpi sinddiePartialdrückevonWasserundSchwefelsäureimRauchgasinmmHg. Taupunkttemperatur [°C] 180 170 Oxyfuel 160 150 140 5 Vol.-% H2O Luft 130 10 Vol.-% H2O 15 Vol.-% H2O 120 20 Vol.-% H2O 30 Vol.-% H2O 110 40 Vol.-% H2O 0 25 50 75 100 125 150 175 200 SO3 [vppm] Abbildung6:SchwefelsäuretaupunkttemperaturfürRauchgase Abbildung6: Schwefelsäuretaupunkttemperatur für Rauchgase in Abhängigkeit vondenSO3‐undH2O‐KonzentrationenimRauchgasnach[87];Punk‐ te:ErgebnissesüdafrikanischeSteinkohle 13 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA UnterderAnnahme,dassunterdengegebenenRandbedingungeneinevollständige Umsetzung des SO3 zu H2SO4 stattfindet, ergeben sich die in Abbildung 6 dargestellten Verläufe. Die Taupunkttemperatur steigt im Oxyfuel‐Prozess vergli‐ chenmitdemLuftfallan.Dabeikönnen,jenachBrennstoffzusammensetzungund Prozessanordnung,Wertevonüber180°Cerreichtwerden.BeiderProzessausle‐ gung ist also darauf zu achten, dass beispielsweise in den Rauchgaskanälen und derMühledieTaupunkttemperaturdesRauchgasesnichtunterschrittenwird,um Niedertemperaturkorrosion zu vermeiden. Zusätzlich ist zu beachten, dass es ab SO2‐Konzentrationenvon4000vppmimDampferzeugerzuHochtemperaturkorro‐ sionkommenkann[88].DieGestaltungdesProzessesundderRauchgasentschwe‐ felungmussdieseKorrosionsgefahrenberücksichtigen. Wie für die SOx‐ und die NOx‐Konzentrationen kann auch für die FS‐Konzentra‐ tionen eine entsprechende Steigerungsrate im Oxyfuel‐Betrieb gegenüber dem Luftfallerwartetwerden.DieKonzentrationanFSistdurchdieGebläseimProzess begrenzt.DassindindiesemFallderSaugzug,dasprimäreRezirkulationsgebläse unddassekundäreRezirkulationsgebläse.AbStaubkonzentrationenvonüber500 mg/m³(i.N.)undTemperaturenvon190°CkönnenkeineAxialgebläsemehreinge‐ setzt werden. Radialgebläse sind bis zu Staubkonzentrationen von 50000 mg/m³(i.N.)undTemperaturenvon400°Ceinsetzbar[89].DiegewünschteArtder GebläsemussalsobeiderAuslegungdesElektrofiltersundderProzessanordnung berücksichtigtwerden. 2.4 KryogeneLZA DieBereitstellungdesSauerstoffsausderLuftkanndurchverschiedeneProzesse erfolgen. Möglichkeiten sind die kryogene Luftzerlegung [90], Adsorptions‐ [91] [92] und Membranprozesse [93] [71] [72]. Adsorptions‐ und Membranprozesse befindensichzurTrennungvonLuftnochimLabormaßstab.DieseProzessesind also in der zur Versorgung eines Kohlekraftwerks notwendigen Größe in naher Zukunftnichtkommerziellverfügbar.DiekryogeneLuftzerlegungistseitJahrzehn‐ tenStandderTechnikundauchfürdieBereitstellungderbenötigtengroßenMen‐ genanSauerstoffgeeignet.DerProzessbasiertdarauf,Luftzuverflüssigenundmit HilfethermischerTrennverfahrendasStoffgemischausStickstoff,Sauerstoff,Argon 14 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA undweiterenGasenzutrennen.ZurVerflüssigungvonLuftmussdieseaufunter‐ kritischeTemperaturenabgekühltwerden.BeiStoffgemischenwieLuftexistieren zwei kritische Punkte [90]. Der Faltenpunkt ist der entscheidende und liegt bei ‐140,73°Cund37,74bar.UnterhalbdiesesDrucksundderdazugehörigenTempe‐ raturen istes möglich, Luft zu verflüssigen, sodass mit thermischen Trennverfah‐ ren, wie der Rektifikation, dieeinzelnen Bestandteile abgetrennt werden können. DasPrinzipderRektifikationnutzt,dassdieeinzelnenBestandteileeinesStoffge‐ misches unterschiedliche Siede‐ und Taupunkte aufweisen. Befindet sich das Ge‐ mischinteilverflüssigtemalsozweiphasigemZustandundimGleichgewicht,wei‐ sen die Dampf‐ und die Flüssigkeitsphase unterschiedliche Zusammensetzungen auf [94] [95]. Für das Zweistoffgemisch Sauerstoff/Stickstoff ist dieses Verhalten beieinemDruckvon1barinAbbildung7inFormeinerSiedelinsedargestellt. Temperatur [°C] -185,0 Dampf -187,5 -190,0 Flüssigkeit TP -192,5 BP SP -195,0 -197,5 0,0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 Molarer Stickstoffanteil Abbildung7:SiedelinsedesZweistoffgemischesSauerstoff/StickstoffbeieinemDruckvon1bar Abbildung7: Siedelinse des Zweistoffgemisches Sauerstoff/Stickstoff bei einem Druckvon1bar[96];TPbezeichnetdenTaupunktundSPdenSiede‐ punkt des Gemisches; BP bezeichnet den Betriebspunkt der Trenn‐ stufe 15 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA Die Dampflinie gibt die Zusammensetzung der Dampfphase im Gleichgewichtszu‐ stand an und die Flüssigkeitslinie gibt die Zusammensetzung der Flüssigkeit im Gleichgewichtszustandan.DieschwerersiedendeKomponente,indiesemFallder Sauerstoff,reichertsichinderFlüssigphasean.DieleichtersiedendeKomponente, hierderStickstoff,reichertsichinderDampfphasean.DenBereichinnerhalbeiner Kolonne,indemdieserVorgangabläuft,bezeichnetmanalstheoretischeTrennstu‐ fe [94]. Der Dampf kann nun am oberen Ende der Trennstufe abgeführt werden unddieFlüssigkeitkannnachuntenabgeführtwerden.InderAbbildunglässtsich erkennen,dasssichfürdieTemperaturvon‐192,5°CimPunktBPdieLuftbeiVor‐ liegen eines Phasengleichgewichts in eine Flüssigphase mit einer Stickstoffkon‐ zentration von 0,57 und eine Dampfphase mit einer Stickstoffkonzentration von 0,83aufteilt.EineRektifikationreihtmehreresolcherTrennstufenhintereinander, sodass sich bei Mehrkomponenten‐Gemischen die schwer siedenden Gasbestand‐ teilezumSumpfderTrennkolonneunddieleichtsiedendenzumKopfderTrenn‐ kolonne hin anreichern. Den Flüssigkeitsstrom, der in einer Kolonne nach unten strömt, bezeichnet man als Rücklaufstrom. Die Temperatur steigt in der Kolonne alsonachuntenhinan.FürdetaillierteAusführungenzurRektifikationwirdaufdie Fachliteraturverwiesen[94][95][90].ZielbeiderZerlegungvonLuftistes,eine notwendige Reinheit des Produktstroms (für den Oxyfuel‐Prozess ist der Sauer‐ stoffdasZielprodukt)zugewährleistenundgleichzeitigeinehoheAusbeutesowie einengeringenEnergiebedarfzuerreichen.DieerforderlicheReinheitdesgewon‐ nenen Sauerstoffs ergibt sich aus dem jeweiligen Prozess, für den der Sauerstoff benötigt wird. Die LZA stellt den größten Eigenverbraucher eines Oxyfuel‐ Kraftwerksdar.AusdiesemGrundwirdangestrebtderenBedarfmöglichstweitzu verringern.VerschiedeneUntersuchungenhabenergeben,dassesfürdenkombi‐ nierten Energiebedarf von GPU und LZA Vorteile hat, die Sauerstoffreinheit von 99,5 Vol.‐% (trocken) auf niedrigere Werte abzusenken [92] [97] [17] [75]. Dies liegtdarinbegründet,dassabeinerO2‐Konzentrationvon97Vol.‐%(trocken)die Abtrennung des Stickstoffs aus dem Sauerstoffprodukt nahezu abgeschlossen ist. Eine weitere Steigerung der O2‐Konzentration kann nur noch durch die Abtren‐ nungvonArgonerreichtwerden[92].DieDampfdruckkurvevonArgonliegtzwi‐ schendervonStickstoffundSauerstoff(siehe Abbildung8).Deshalbwandertdas ArgonnormalerweiseinderTrennkolonnezwischenSumpfundKopfhinundher undreichertsicheherimSauerstoffproduktan[90].DadieDampfdruckkurvevon 16 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA ArgondeutlichnäheranderdesSauerstoffsliegtistesaufwendigerArgonausdem Sauerstoffprodukt zu entfernen als Stickstoff. Bei einer Steigerung der O2‐ Konzentration auf über 95 Vol.‐% (trocken) ergibt sich eine fallende O2‐ Abtrennungsrate,dabeiderTrennungdesArgonsausdemSauerstoffproduktSau‐ erstoffmitverdampftundsomitdemgasförmigenStickstoffdenProzessverlässt [90]. 10 9 Dampfdruck [bar] 8 O2 N2 Ar 7 6 5 4 3 2 1 0 -194 -192 -190 -188 -186 -184 -182 -180 -178 -176 -174 -172 -170 Temperatur [°C] Abbildung8: DampfdruckkurvenvonStickstoff,SauerstoffundArgoninAbhängig‐ keitvonderTemperatur;mit[96]berechnet WeiterhinisteinhöhererProzessdrucknotwendig.Darausergibtsichbeihöheren O2‐KonzentrationenimO2‐Produktstromeinüberproportionalzunehmenderspe‐ zifischerEnergiebedarffürdenZerlegungsprozess[92].AusdiesemGrundwirdfür den Oxyfuel‐Prozess eine O2‐Konzentration von 95 Vol.‐% (trocken) angestrebt. StandderTechniksindDoppelsäulen‐Prozesse,dieauseinerHoch‐(HD)undeiner Niederdrucksäule (ND) bestehen. Für die angestrebten O2‐Konzentrationen kön‐ nen aber auch Dreisäulen‐Prozesse eingesetzt werden [92] [75] [98] [77], die ei‐ 17 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA nen geringeren spezifischen Energiebedarf als der Doppelsäulen‐Prozess aufwei‐ sen,allerdingsnochnichtgroßtechnischumgesetztsind. 2.4.1 Wärme‐undStoffüberganginderLZA DieDestillationskolonnenderLZAkönnenentwederalsGleichgewichtsstufenoder als „Rate‐based“‐Trennstufen berechnet werden. Trennstufen beziehen sich bei einer Bodenkolonne auf einen physikalischen Boden in der Kolonne. Bei einer Packungskolonne bezieht sich eine Trennstufe auf einen bestimmten Höhenab‐ schnittderPackung[94][95]. BeimGleichgewichtsmodellwirdangenommen,dasssichdie,eineTrennstufever‐ lassende, Gas‐ und Flüssigphase im thermodynamischen Gleichgewicht befinden. BeidePhasenweisendengleichenDruck,diegleicheTemperaturunddasgleiche chemischePotentialauf.DieVorgängeineinerTrennstufewerdendabeinichtde‐ tailliertbetrachtet.UmdieGleichgewichtsstufenrealenStufenanzupassen,können FaktorenzurAnpassungdesStufenwirkungsgradesgenutztwerden[99]. Das„Rate‐based“‐ModellbetrachtetauchdieVorgängeinnerhalbeinerTrennstufe derKolonne.Hierwirdangenommen,dasssichdasGleichgewichtnichtzwischen den beiden austretenden Fluidströmen einstellt, sondern an der Gas‐/Flüssig‐ Grenzfläche.ZurBestimmungderAustrittsströmemüssenWärme‐undStofftrans‐ port an der Grenzfläche berechnet werden. Dafür wird häufig der Ansatz („Four‐ flow approach“) von Taylor und Krishna [99] genutzt, der auch in dieser Arbeit verwendetwird.DerAnsatzunterscheidetdiebeidenHauptphasengasförmigund flüssig sowie eine Grenzschicht, die aus einem flüssigen und einem gasförmigen Filmbesteht(sieheAbbildung9).InderAbbildungsinddieflüssigeundgasförmige Phase dargestellt, welche die Stufe im Gegenstrom durchströmen. Die Gasphase steigtinderKolonneaufunddieFlüssigphaserieseltinderKolonnenachunten. DieEigenschaftenderPhasenwerdenimModellzwischendenEin‐undAustritts‐ konzentrationen gemittelt, was genauere Ergebnisse liefert als das Gleichge‐ wichtsmodell.AndenKontaktstellenderbeidenPhasenbildetsicheineGrenzflä‐ che aus, die im Modell in einen flüssigen und einen gasförmigen Film unter‐ schiedenwird.DerWärmetransport(q )undderStofftransport(N )zwischenden beidenPhasenfindetausschließlichüberdieseGrenzschichtstatt. 18 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA Lj1 FjL V N Lj Lavg q L j N Ij N Vj q Ij q Vj j F jV Vavg QVj Q Lj Lj V j 1 Abbildung9: Modell einer theoretischen Trennstufe für eine „Rate‐based“‐Trenn‐ stufeimGegenstrommodell[96] ZurBerechnungdieserTransporteistdieBestimmungvonWärme‐undStoffüber‐ gangskoeffizienten sowie der Fläche der Grenzschicht notwendig. Dazu sind ver‐ schiedeneMethodenundKorrelationenverfügbar.ZurBestimmungderStoffüber‐ gangskoeffizientenundderGrenzschichtflächewirdindieserArbeitinAspenPlus® dieKorrelationvonBravoetal.[100]genutzt,diesichfürdieBerechnungderhier verwendeten strukturierten Packungen eignet. Der Stoffübergang wird dann mit diesenStoffübergangskoeffizientennachKrishnaundStandard[99]bestimmt.Zur BestimmungderWärmeübergangskoeffizientenwirdindieserArbeitdieMethode von Chilton und Colburn [99] genutzt. Die benötigten Gleichgewichtszustandsda‐ tenwerdenüberdiePeng‐Robinson‐Zustandsgleichung[101]mitBoston‐Mathias Extrapolation[102]bestimmt(sieheKapitel2.5.1). 19 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA 2.5 PartielleKondensationzurCO2‐Abtrennung Das Rauchgas des Oxyfuel‐Prozesses weist in Abhängigkeit von der Reinheit des Sauerstoffstroms aus der LZA, vom Sauerstoffüberschuss im Dampferzeuger und von der Falschluftmenge im Prozess eine CO2‐Konzentration von 70‐90 Vol.‐% (trocken) auf [17]. Der Falschlufteintrag wird angegeben in % des Rauchgasmas‐ senstroms am Austritt des Dampferzeugers. Als CO2‐Konzentration im GPU‐ Produkt ψ werden Werte von 70‐90 Vol.‐% (trocken) nicht ausreichen, um das RauchgasdirektinSpeichereinlagernzukönnen.InderLiteraturfindensichmeis‐ tensgeforderteψvonmindestens96Vol.‐%(trocken)[13][9][7].Problematisch sind vor allem die H2O‐Konzentration, die O2‐Konzentration sowie verbliebene Restkonzentrationen an SOx und NOx. In der Pipeline können diese bei Vorliegen von flüssigem Wasser zu Korrosion führen [103]. Im Speichergestein könnte es ebenfallszuOxidationoderSäurebildungkommen,wobeihierdasenthalteneRest‐ O2besondererBeachtungbedarf[13][9][7].UmdasCO2aufzubereitenundeine entsprechendeQualitätzuerreichen,kanneinepartielleKondensationdesRauch‐ gases genutzt werden. Dazu wird das Rauchgas nach dem Rauchgaskondensator (sieheAbbildung1)verdichtetundabschließendineinemMolsiebentfeuchtet.Im Anschluss folgt der eigentliche Trennprozess, bei dem das Gemisch zunächst teil‐ verflüssigtwirdunddurchPhasentrennungeineAnhebungderCO2‐Konzentration im flüssigen Produkt erreicht wird. Für eine einstufige partielle Kondensation ist dasKondensationsverhaltendesCO2ausdemRauchgasinAbbildung10dargestellt [80].Esistzuerkennen,dassdieCO2‐KonzentrationψunddieCO2‐Abtrennungs‐ rateCCRvoneinanderabhängen.EinhohesCCRwirdbeihohenDrückenundnied‐ rigen Temperaturen erzielt. Durch Absenken der Temperatur und Anheben des DrucksgehenmehrderimRauchgasenthaltenenVerunreinigungenindieFlüssig‐ phaseüber,waszueinemAbsinkenvonψführt.EinsteigendesCCRbedeutetalso gleichzeitigeinsinkendesψ.HinzukommtdieAbhängigkeitdieserbeidenGrößen von der CO2‐Konzentration im eintretenden Rauchgasstrom. Eine höhere CO2‐ KonzentrationimeintretendenRauchgasermöglichteinhöheresCCRundeinhö‐ heres ψ [80] [104]. Es sind also ein möglichst geringer Falschlufteintrag in den Oxyfuel‐ProzessundeinegeringeSauerstoffzahlbeiderVerbrennunganzustreben. Wie bereits in Kapitel 2.4 beschrieben, begünstigt auch eine hohe O2‐ KonzentrationimSauerstoffstromausderLZAeinhohesψundeinhohesCCRin 20 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA der GPU, allerdings wiegt der Gewinn in der GPU den dann erforderlichen Mehr‐ aufwandinderLZAnichtauf[17].UmeineKondensationdesCO2miteinemCCR vonüber80%undeinemψvonüber96Vol.‐%zuerreichen,isteineAbkühlung aufTemperaturenzwischen‐25°Cund‐54°Cnotwendig.BeihöherenTemperatu‐ ren werden nur geringe Mengen kondensiert und niedrigere Temperaturen sind nicht zulässig, daes bei ‐56 °C zur Bildung von Trockeneis kommt [80]. In Abbil‐ dung10lässtsicherkennen,dassbeieinemMindest‐ψvon96Vol.‐%(trocken)ein CCRvon90%schwerzuerreichenistunddasseinCCRvon95%nichtzuerrei‐ chenist. 50 45 40 Druck [bar] 35 30 25 CCR 0,8 CCR 0,9 CCR 0,95 0,96 0,975 0,99 20 15 10 5 -55 -50 -45 -40 -35 -30 -25 -20 -15 -10 -5 Temperatur [°C] Abbildung10:CO2‐KonzentrationψundAbtrennungsrateCCRbeieinereinstufigenKondensation Abbildung10: CO2‐KonzentrationψundAbtrennungsrateCCRbeieinereinstufigen Kondensation als Funktion von Druck und Temperatur für ein Oxyfuel‐Rauchgas nach [80]; Sauerstoffreinheit der LZA 95 Vol.‐% (trocken);Falschlufteintrag2% Diein Abbildung10dargestellteeinstufigeKondensationistdieeinfachsteLösung zurCO2‐Abtrennung.InderLiteraturundindenPilotanlagenhatsichdiezweistu‐ figepartielleKondensationzurCO2‐Abtrennungdurchgesetzt[19][38][81][105]. 21 DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA DieseweistgegenüberdereinstufigenVarianteVorteileimEnergiebedarfauf[35]. DerProzessderAbtrennungkannsehrunterschiedlichgestaltetwerden.Derwe‐ sentlicheUnterschiedistdieArtderKältebereitstellungfürdieProzesse.Eskann eine externe Kühlung [32] oder eine interne Kühlung [38] [81] [105] vorgesehen werden.BeidiesenProzessenwirdeinCCRvon90%angestrebt[38][81][105]. DieBerechnungderZusammensetzungenderflüssigenunddergasförmigenPhase währendderpartiellenKondensationerfolgtüberdasPhasengleichgewicht. 2.5.1 PhasengleichgewichtbeiderpartiellenKondensationinder CO2‐Abtrennungsanlage ZurBestimmungdesPhasengleichgewichtsgasförmig‐flüssigeinesStoffgemisches bei unterschiedlichen Drücken und Temperaturen stehen verschiedene kubische ZustandsgleichungenzurVerfügung.MitHilfedieserGleichungenkannbeiVorlie‐ gen von zwei Phasen (gasförmig‐flüssig) im Gleichgewicht die Zusammensetzung derPhaseninAbhängigkeitvonDruckundTemperaturbestimmtwerden.DieGlei‐ chungenbasierenaufdervan‐der‐Waals–Gleichung[94][95],dieeineErweiterung desidealenGasgesetzesdarstelltunddenkondensiertenZustandberücksichtigt: p RT v b a v (2‐5) Ausgehend von dieser Gleichung wurden verschiedene kubische Zustandsglei‐ chungen entwickelt. Die Redlich‐Kwong‐Soave‐Gleichung [106] und die Peng‐ Robinson‐Gleichung[101]mitBoston‐MathiasExtrapolation[102](zurzuverlässi‐ genBestimmungvonγ T auchfürleichteGasenahedemkritischenPunkt(siehe Gleichung (2‐11)) gehören hier zu den am häufigsten verwendeten Gleichungen. Die Peng‐Robinson‐Gleichung wurde für die Beschreibung der Kondensation von RauchgaseninOxyfuel‐Prozessenerfolgreicheingesetzt[80]: p a T 2bv RT v b v a T xxa 22 b² (2‐6) (2‐7) DerOxyfuel‐ProzessmitkryogenerLZA a aa 1 a a k mit k (2‐8) a ,γ T 0,45724 , k (2‐9) R²T , p, (2‐10) γ T exp 1 1 f 0,37464 , 1 2 1,54226ω b b 1 f xb 0,0778 RT , p, T T, (2‐11) 0,26992ω (2‐12) (2‐13) (2‐14) DerAttraktionsparameteraunddasCovolumenbergebensichfürReinstoffeaus den kritischen Daten und dem azentrischen Faktor ωi. Für Gemische müssen die entsprechenden Werte aij und bi über Mischungsregeln bestimmt werden. Hier wird,wiein[80],dievan‐der‐Waals‐Mischungsregelgenutzt.Mitexperimentellen Daten in Form der binären Interaktionsparameter kij können so die Parameter aij undbibestimmtwerden[80]. Bei Annahme des thermodynamischen Gleichgewichts bei der Stofftrennung sind dieTemperatur,derDruckunddieFugazitätfürdieeinzelnenBestandteileinGas‐ undFlüssigphasegleich.AufdieseWeisekönnenmitderkubischenZustandsglei‐ chungdasPhasengleichgewichtunddieZusammensetzungderbeidenPhasenbe‐ stimmtwerden.DiebinärenInteraktionsparameterkijwerdenfürdieStoffkombi‐ nationenCO2/N2,CO2/Ar,CO2/O2,CO2/COundCO2/SO2aus[80]entnommen.Alle weiteren Interaktionsparameter sind den Datenbanken von AspenPlus® entnom‐ men. 23 3 DerOxyfuel‐ProzessmiterhöhterCO₂‐ Abtrennungsrate(CCR) Bei dem in Kapitel 2 beschriebenen Oxyfuel‐Prozess mit kryogener LZA wird die CO2‐AbtrennungsrateCCRaufca.90%begrenzt,dadarüberhinausderEigenbe‐ darf der GPU überproportional mit CCR ansteigt und zusätzlich die CO2‐ KonzentrationimGPU‐Produktstromψunter96Vol.‐%absinkenkann(siehe Ab‐ bildung2).MitdenbisherbetrachtetenProzessenkannCCRnichtweitüber90% erhöht werden, da kein ausreichendes ψ mehr gewährleistet werden kann. Eine solcheSteigerunglässtsichrealisieren,indemderGPU‐Prozessumeinenweiteren Abtrennungsprozess ergänzt wird. Dieser Prozess erhöht CCR durch Behandlung des Ventgases, sodass der GPU‐Prozess dadurch weiterhin in seinem optimierten Betriebspunkt betrieben werden kann. Das Ventgas enthält in Abhängigkeit von den Randbedingungen in der GPU noch ca. 10 % des mit dem Rauchgas der GPU zugeführtenCO2‐Stroms.ZurAbtrennungdieserRestmengenanCO2kommenauf‐ grundderEigenschaftendesVentgasesundderProzessführungverschiedeneVer‐ fahren in Frage. Das Ventgas ist aufgrund der Prozessführung nach dem zweiten Abtrenner(sieheKapitel2.5)beiniedrigerTemperaturundhohemDruckverfüg‐ bar.DieCO2‐KonzentrationliegtjenachGestaltungdesGesamtprozessesundder GPUbei20‐46Vol.‐%(trocken).DabeiergebensichniedrigeKonzentrationenbei hohem CCR und hohe Konzentrationen bei niedrigen CCR (vgl. Kapitel 4.5). Dies sind gute Randbedingungen, um einen Membranprozess oder einen Adsorptions‐ prozess zur Abtrennung zu nutzen [33]. Das verfügbare Druckniveau kann dabei soweitnotwendigalsTriebkraftfürdieGastrennunggenutztwerden.Solässtsich ein möglichst geringer Eigenbedarf für die Erhöhung von CCR erreichen. In der Literatur gibt es für den Einsatz eines zusätzlichen Abtrennungsverfahrens im VentgasverschiedeneVorgehensweisenundProzesse[38][35][37].IndieserAr‐ beit werden zur Steigerung von CCR ein Membran‐ und ein Adsorptionsprozess 24 DerOxyfuel‐ProzessmiterhöhterCO₂‐Abtrennungsrate(CCR) betrachtet.MitHilfederzusätzlichenCO2‐AbtrennungkanndasCCRdesOxyfuel‐ Prozessesaufbiszu99%gesteigertwerden[33]. 3.1 Polymermembranen Membranen sind Trennkörper, die zur Gastrennung von Gemischen eingesetzt werden,dasiejenachAusführungfüreinzelneGasedurchlässigsind[107].Memb‐ ranenkönnenausverschiedenenMaterialenhergestelltwerden,welchedieEigen‐ schaftenderMembranbestimmen.FürdieAbtrennungvonCO2beiTemperaturen zwischen0‐100°CzeichnensichPolymermembranendurchguteTrenneigenschaf‐ ten aus und sind Gegenstand vieler aktueller Forschungsvorhaben[108] [58] vor allemimBereichderPost‐Combustion‐Abtrennung[54][55].Esgibtverschiedene ArtenderPermeation[107].HierwirdnurdieGaspermeationbetrachtet,dakei‐ nes der beteiligten Gase während der Gastrennung den Aggregatzustand ändert. FürdieGaspermeationwerdenhauptsächlichdichteMembranenverwendet[55]. In Abbildung 11isteinMembranmoduldargestellt[55],dasdieVorgängebeider Stofftrennungverdeutlicht. Feed Retentat Membran Permeat Abbildung11: VereinfachteDarstellungeinesMembranmodulszurTrennungeines Zweistoff‐GemischesimGleichstrom[55] Zunächst wird ein Mehrstoffgemisch (in diesem Fall ein Zweistoffgemisch) als Feed‐Strom der Membran zugeführt. Als Triebkraft für die Permeation muss ein Partialdruckgefälle zwischen der Feed‐Seite und der Permeatseite der Membran vorhanden sein. Die Trennleistung einer Membran wird durch den MembrandurchflussunddieSelektivitätderMembrangegenüberdenverschiede‐ nen Bestandteilen des Gemisches charakterisiert. Die prozessbestimmenden 25 DerOxyfuel‐ProzessmiterhöhterCO₂‐Abtrennungsrate(CCR) Kennwerteeiner Membran sind dabei die PermeabilitätΩi, die Membrandicke δM und die Selektivität αi,j. Das Lösungs‐Diffusions‐Modell (LDM) beschreibt die Gaspermeation in Membranen [109]. Bei diesem Modell ist die Diffusion der HaupttransportmechanismusdurchdieMembran. NachdemLDMerfolgtdiePermeationderGasmoleküledurchdieMembranindrei Stufen: AbsorptionderMoleküleaufderFeedseitebeihohemPartialdruck, DiffusionderMoleküledurchdieMembran(FickschesGesetz), DesorptionderMoleküleaufderPermeatseitebeiniedrigemPartialdruck. Die Permeabilität Ωi des Stoffs i ergibt bezogen auf die Dicke der Membran die PermeanzΘi,welchegleichdemProduktausDiffusionskoeffizientDiundLöslich‐ keitskoeffizientSiist[110]: Ω δ Θ D S (3‐1) DieidealeSelektivitätαi,jeinerMembranistdasVerhältnisderPermeabilitätoder derPermeanzzweierGase: α, Ω Ω Θ Θ (3‐2) DieSelektivitätunddiePermeanzbeschreibendiewesentlichenEigenschaftenei‐ ner Membran und geben an, welche Trennleistung eine Membran erzielen kann. Durchsieistfestgelegt,welcheCO2‐KonzentrationdesProduktstroms(ϕ)undwel‐ chezusätzlicheCO2‐Abtrennungsrate(CCRZus)erreichbarsind.DermolareFlussJi derKomponenteidurchdieMembranergibtsichzu: J D S ∆p δ (3‐3) ΔpiisthierdieDruckdifferenzderPartialdrückederKomponenteiüberdieMemb‐ ran.DieseGrundzusammenhängegeltenfürdendiffusivenTransportvonMolekü‐ lendurchdieMembran.EsistalsoeinehohePermeanzbeihoherSelektivitätan‐ 26 DerOxyfuel‐ProzessmiterhöhterCO₂‐Abtrennungsrate(CCR) zustreben,wasaufgrundderAbhängigkeitbeiderGrößenvoneinanderbeidiffusi‐ onsgetriebenem Transport nicht möglich ist. Dies ist in Abbildung 12 dargestellt [109]. Auf der Ordinate ist die Selektivität von CO2/N2 und auf der Abszisse die Permeanzaufgetragen.JehöherdiePermeanzist,umsogeringerwirddieSelekti‐ vität. Die sich ergebende obere Grenze wird als „Upper Bound“ bezeichnet. Aus‐ schließlich diffusionsgetriebene Transportmembranen liegen stets unterhalb des „UpperBound“. Abbildung12: Grenzen verfügbarer Membranen bezüglich Selektivität und Per‐ meabilitätnachRobeson[109] BeiPolymermembranengibteseinenweiterenTransportmechanismusüberfestin diePolymerstrukturintegrierteTräger(FixedSiteCarrier)[55].Dabeihandeltes sich um chemische Verbindungen, die mit einem Zielgas selektiv und reversibel reagieren [107]. In Abbildung 13 links ist schematisch der Unterschied zwischen trägervermitteltemTransportundDiffusionstransportdurchdieMembrandarge‐ stellt. Die Träger transportieren durch die reversible Reaktion mit einem PermeandendiesendurchdieMembran.ZusätzlichfindetweiterhineinTransport durchDiffusionstatt.DadieTrägerselektivsind,kanndiePermeanzderMembran durch homogene Verteilung der Träger in der Membran für einzelne Gase gestei‐ gert werden. Dies ist in Abbildung 13 rechts dargestellt. Der trägervermittelte 27 DerOxyfuel‐ProzessmiterhöhterCO₂‐Abtrennungsrate(CCR) Transport Ji steigt sehr schnell über der Triebkraft ci bis zu einem Sättigungszu‐ stand an. Zusätzlich steigt die Diffusion nach Gleichung (3‐3) mit der Triebkraft linearan.Dasbedeutet,dassderträgervermittelteTransportunterhalbdesSätti‐ gungsniveausderTrägerdominiert.DadurchlassensichhohePermeanzenfürein‐ zelne Gasbestandteile ermöglichen, sodass die Selektivität selbst bei hohen Permeanzen auf hohem Niveau gehalten werden kann [107]. Aus diesem Grund weisenTrägermembranenmitCO2‐selektivenTrägernbessereTrenneigenschaften alsreindiffusionsgetriebeneMembranenauf,umCO2ausdemVentgasabzutren‐ nen. Ji Abbil‐ dung13:Links:SchemafürträgervermitteltenTransportundDiffusionstransport;rechts:MolarerFlussübereineMembran Abbildung13: Links: Schema für trägervermittelten Transport und Diffusions‐ transportdurcheineMembran[49];rechts:MolarerFlussübereine MembraninAbhängigkeitvonderTriebkraftfürträgervermittelten TransportundDiffusionstransport[49] 3.2 Druckwechseladsorption(DWA) DieDWAisteinVerfahrenzurTrennungvonGasgemischen.BeierhöhtenDrücken wird Gas an einen Feststoff adsorbiert und bei geringen Drücken wieder desorbiert. Bei einer geeigneten Auswahl des Adsorbens werden einzelne Gase einesGemischesingrößerenMengenadsorbiertalsdieübrigenBestandteile.Da‐ durchwirddieKonzentrationderadsorbiertenKomponenteindemdenFeststoff überströmendenGasgemischverringert.In Abbildung14istdasGrundprinzipder Adsorption schematisch dargestellt. Der Feststoff wird als Adsorbens bezeichnet und die adsorbierte Gasmenge als Adsorpt. Das noch in der Gasphase enthaltene 28 DerOxyfuel‐ProzessmiterhöhterCO₂‐Abtrennungsrate(CCR) ZielgasistalsAdsorptivdefiniert.ZurAbtrennungvonCO2ausGasgemischenmit LuftgasenhabensichAktivkohleundZeolithedurchgesetzt[111](sieheAbbildung 15). Abbildung14: AdsorptionvonGasenaufFeststoffen[112] DieAdsorptionsisothermenfürAktivkohleD47/3undZeolith5AsindfürCO2und N2inAbbildung15aufgetragen[111].DerbetrachteteDruckbereichliegtzwischen 0und20bar.Esistzuerkennen,dassbeideAdsorbentieneinedeutlichhöhereAd‐ sorptionvonCO2imVergleichzuN2aufweisen.WeiterhinistderAnstiegderBela‐ dungdesZeolithesbeigeringenDrückensehrstarkunderreichtdannSättigungs‐ niveau. Aktivkohle weist einen geringeren Anstieg der Beladung bei geringen Drückenauf,erreichtallerdingserstbeiDrückenoberhalbdesbetrachtetenBerei‐ chesSättigungsniveau.DerProzessderDWAnutztdieseVerläufederBeladung,um CO2beihohenDrückenzuadsorbierenundbeigeringenDrückenzudesorbieren. Dazu wirddas zu trennende Gasgemisch beihohem Druck über einAdsorptions‐ bettgeführt(siehe Abbildung16).DargestelltistlinkseinBettimAdsorptionsbe‐ trieb und rechts im Evakuierungsbetrieb. Im Adsorptionsbetrieb lagern sich das CO2undTeilederanderenGaseandasAdsorbensan.DasBettwirdbiszurSätti‐ gungsgrenzebeladen.DieskanndurchMessungderCO2‐KonzentrationimAbgas‐ stromüberwachtwerden.NahederSättigungsteigtdieCO2‐KonzentrationimAb‐ gas an. Das Bett wird dann durch Ventile vom Feedstrom getrennt und auf einen geringerenDruckentspannt.In Abbildung15istzuerkennen,dassdasAdsorbens dannbeigleicherBetttemperatureinegeringereBeladungaufweist. 29 DerOxyfuel‐ProzessmiterhöhterCO₂‐Abtrennungsrate(CCR) CO2 AK N2 AK 8 Beladung [mol/kg] CO2 Zeolith 5A N2 Zeolith 5A 6 4 2 0 0 500000 1000000 1500000 2000000 Druck [Pa] Abbildung15:AdsorptionsisothermenfürCO2undN2derAdsorbentienAktivkohleD47/3(AK)undZeolith5A Abbildung15: AdsorptionsisothermenfürCO2undN2derAdsorbentienAktivkohle D47/3 (AK) und Zeolith 5A in Abhängigkeit vom Partialdruck der GaseCO2undN2beieinerTemperaturvon25°C[111] CO2-armes Abgas Spülgas Bett Bett CO2-reiches Produktgas Feed Abbildung16: DarstellungeinesAdsorptionsbettesimAdsorptions‐(links)undim Evakuierungsbetrieb(rechts) 30 DerOxyfuel‐ProzessmiterhöhterCO₂‐Abtrennungsrate(CCR) DieDifferenzzwischenderBeladungbeiAdsorptionsdruckundderBeladungbei Desorptionsdruck wird desorbiert und das CO2‐reiche Produktgas wird aus dem Behälterabgeführt.DabeikanngegebenenfallseinSpülgasgenutztwerden,dasim Gegenstrom zur Adsorptionsströmungsrichtung zugeführt wird, um den Evakuie‐ rungsvorgang zu beschleunigen und die Desorption zu verbessern [111]. Für die Auswahl eines geeigneten Adsorbens ist also nicht die maximale Beladung aus‐ schlaggebend,sonderndieBeladungsdifferenzzwischenAdsorptions‐undDesorp‐ tionsdruck. Je größer diese Beladungsdifferenz zwischen den Druckniveaus ist, umso weniger Adsorbens wird zur Behandlung der gleichen Gasmenge benötigt. Aus Abbildung15lässtsichableiten,dassdasZeolitheherzurAnwendungimVa‐ kuumbereich geeignet ist, da sich nur bei sehr niedrigen Drücken die Beladung deutlichändert.FürAnwendungenimÜberdruckbereichistAktivkohlebesserge‐ eignet. Zur Gewährleistung eines kontinuierlichen Betriebs ist eine Mehrzahl von Adsorptionsbettennotwendig,damitdurchgehendeinBettzurAdsorptiongenutzt werdenkann[67][111][113][42]. 31 4 Modellbildung 4.1 Basiskraftwerk Das luftbetriebene Basiskraftwerk wurde anhand der Studie Referenzkraftwerk Nordrhein‐Westfalenmodelliert[74](siehe Abbildung 3).InTabelle1istdieEle‐ mentaranalyse des verwendeten Referenzbrennstoffs dargestellt. Die Kohle weist für Steinkohlen in den verschiedenen Bestandteilen durchschnittliche Werte auf. DerfürdieProzessgestaltungdesOxyfuel‐ProzesseswichtigeSchwefelgehaltliegt mit 0,6 Gew.‐% (feucht) auf einem niedrigen Niveau. Der Aschegehalt ist mit 13,5Gew.‐% (feucht) hoch. Aus diesem Grund sollten beide Rezirkulationen ent‐ staubtwerden.DadurchkönnenSchädenandenGebläsenvermiedenwerden(vgl. Kapitel2.3). Tabelle1: ElementaranalysedesReferenzbrennstoffs(SüdafrikanischeSteinkohle) Bestandteil AnteilinGew.‐%(feucht) C 66,1 Asche 13,5 H2O 7,8 H 3,83 N 1,6 S 0,6 O 6,6 32 Modellbildung DieStudiestelltdenStandderTechnikeinesSteinkohlekraftwerksmiteinerBrut‐ toleistungvon600MWeldar.DiewesentlichenberechnetenKennwertedesKraft‐ werksimLuftbetriebsindin Tabelle 2zusammengestellt.DieFrischdampftempe‐ raturbeträgt600°CundderFrischdampfdruckliegtbei285bar.DerKondensator weisteinenDruckvon45mbarauf,wasderVerwendungeinesNasskühlturmszur WärmeabfuhrbeieinemUmgebungszustandvon15°C,1,01325barund60%rela‐ tiver Feuchte [114] entspricht. Für das mit Luft betriebene Basiskraftwerk ergibt sicheinNettowirkungsgradηNvon45,6%beieinemspezifischenCO2‐Ausstoßvon 757 g/kWh. Für eine detaillierte Darstellung des konventionellen Prozesses und der grundlegenden Komponenten wird auf die Standardliteratur verwiesen [115] [116] [117] [118] [119] [120] [121]. Eine Zusammenstellung der wesentlichen RandbedingungendesluftbetriebenenBasiskraftwerksistdemAnhangA.1zuent‐ nehmen. Tabelle2:BerechneteKennwertefürdasBasiskraftwerkaufGrundlagevon[74]für eineFeuerungmitLuftalsOxidant Größe Wert Bemerkung ElektrischeBruttoleistung 600MW ElektrischeNettoleistung 556,4MW Frischdampftemperatur 600°C amTurbineneintritt Frischdampfdruck 285bar amTurbineneintritt Kondensatordruck 45mbar Nasskühlturm BruttowirkungsgradηB 49,4% NettowirkungsgradηN 45,6% Spez.CO2‐Emissionen 757g/kWh bezogenaufel.Nettoleistung ZurAbtrennungdesCO2ausdemRauchgaswirdeineOxyfuel‐AnpassungdesBa‐ siskraftwerks vorgenommen (siehe Abbildung 17). Dabei ergeben sich vor allem aufderRauchgasseitedesProzessesÄnderungen(vgl.Abbildung3und Abbildung 33 Modellbildung 17).ZurVergleichbarkeitdesOxyfuel‐ProzessesmitdemLuftfallwirdderProzess auf eine konstante Bruttoleistung von 600 MWel festgelegt. Die beiden Hauptver‐ braucherdesOxyfuel‐ProzessessinddieLZAunddieGPU.DieOxyfuel‐Anpassung wirdimRahmendieserArbeitmiteinerDoppelsäulefürdieLZAundeinerzwei‐ stufigen partiellen Kondensation für die GPU modelliert. Das Oxyfuel‐Kraftwerk hat eine heiße sekundäre Rezirkulation, die in einem E‐Filter entstaubt wird. Die primäreRezirkulationzurFluidisierungderMühlewirdstromabwärtsderRauch‐ gasentschwefelungsanlageabgezweigt. 600 °C / 620 °C 285 bar 600 MW O2 4 Kohle LZA Luft 1 4 3 2 3 H2O GPU CO2 Ventgas (O2, CO2, N2, Ar) 1 2 Abbildung17:ProzessschemaderOxyfuel‐AnpassungdesBasiskraftwerks Abbildung17: Prozessschema der Oxyfuel‐Anpassung des Basiskraftwerks mit im heißenE‐FilterentstaubtersekundärerRezirkulationundentschwe‐ felterprimärerRezirkulation Auf der Wasser‐/Dampfseite ergeben sich Änderungen im Bereich der Speisewasservorwärmung.ImGegensatzzumLuftbetrieb(sieheAbbildung3)wird einND‐Bypassvorgesehen,mitdemWärmezumeinenausdemLuftverdichterder 34 Modellbildung LZAundzumanderenausdemRauchgaspfadgenutztwird.DerHD‐Bypassnutzt Rauchgaswärme zur Vorwärmung. Zusätzlich ist eine Dampfentnahme an der Überströmleitung undeiner der Anzapfungen notwendig, um die im Prozess ver‐ wendetenMolsiebezuregenerieren.FüreineProzessgestaltungwiein Abbildung 17dargestellt,ergebensichdieinTabelle3zusammengestelltenKennwerte.Durch die Zusatzverbraucher sinkt der Nettowirkungsgrad von 45,6 % im Luftfall um 9%‐Pkt.auf36,6%ab.DiespezifischenCO2‐EmissionensinkendurchdenAbtren‐ nungsprozess auf 77 g/kWh. Die wesentlichen Randbedingungen der Oxyfuel‐ AnpassungbefindensichimAnhangA.3. Tabelle3:KenndatendesOxyfuel‐ProzessesaufBasisdesReferenzkraftwerks Größe Wert Bemerkung ElektrischeBruttoleistung 600MW ElektrischeNettoleistung 432,5MW ηB 51,2% ηN 36,61% CCR 91,9% ausdemRauchgasstromzurGPU ψ 96Vol.‐%(trocken) Spez.CO2‐Emissionen 77g/kWh bezogenaufel.Nettoleistung 4.2 Rauchgasreinigungsanlagen DieverwendeteAuslegungskohleführtimOxyfuel‐Betriebaufgrundihresmodera‐ tenSchwefelgehaltesnichtzuunzulässighohenSchwefelkonzentrationenimKes‐ sel [41]. Bei der verwendeten Prozessschaltung (siehe Abbildung 17) liegen die KonzentrationenanSO2imKesselmit1300ppmdeutlichunterdeminKapitel2.3 angegebenen Grenzwert von 4000 ppm. Eine Entschwefelung der sekundären Rezirkulation ist daher nicht erforderlich [41]. Der Säuretaupunkt der primären Rezirkulation ist neben der Rauchgaszusammensetzung auch von der SOx‐ 35 Modellbildung AbtrennungsrateinderRauchgasentschwefelungsanlage(REA)abhängig.DieTau‐ punkttemperatur der Schwefelsäure in der primären Rezirkulation bestimmt die AuslegungderKohlemühlen,dahierdurchdieTrocknungderKohleeinedeutliche Absenkung der Gastemperatur erfolgt. Die bei Steinkohle meist verwendeten SchüsselmühlenwerdenimLuftfallmitSichtertemperaturenvon100°Cbetrieben. Diese Temperatur kann gesteigert werden, um im Oxyfuel‐Prozess eine Unter‐ schreitungderSäuretaupunkttemperaturzuvermeiden.Bis120°CisteineSteige‐ rungderTemperaturohneAnpassungderKohlemühlemöglich[17].Beihöheren Temperaturen wäre ein neues Schmierstoffsystem notwendig. Um die Mühle also unveränderteinsetzenzukönnen,mussdieTaupunkttemperaturaufunter120°C abgesenktwerden.AlsREAwirdeineNasskalksteinwäscheeingesetzt.Dieseistmit einemexternenOxidationsluftbehälterzurOxidationdesGipsesausgelegt,umden Eintrag von Falschluft in den Prozess zu minimieren [122] [123]. Die SO3‐ Abtrennungsratebeträgt50%[123][25]. 170 160 Taupunkt [°C] 150 140 130 120 110 100 90 95.0 Rezirkulation I/II entschwefelt Rezirkulation I entschwefelt Rezirkulation nicht entschwefelt 95.5 96.0 96.5 97.0 97.5 98.0 98.5 99.0 99.5 SO2-Abtrennrate [%] Abbildung18:SäuretaupunktderprimärenRezirkulation Abbildung18: SäuretaupunktprimäreRezirkulationinAbhängigkeitvonderPosi‐ tionundSO2‐AbtrennungsratederRauchgasentschwefelungsanlage 36 Modellbildung In Abbildung 18 ist der Säuretaupunkt der primären Rezirkulation für die Ausle‐ gungskohleinAbhängigkeitvonderPositionderRauchgasentschwefelungsanlage imProzessundvonderSO2‐AbtrennungsrateinderREAdargestellt.DerSäuretau‐ punkt der primären Rezirkulation ist für eine REA stromabwärts der RezirkulationenunabhängigvonderenSO2‐Abtrennungsrateundliegtbei160°C. Für eine Entschwefelung der primären Rezirkulation mit einer SO2‐ Abtrennungsratevon95%liegtdieTaupunkttemperaturbei123°C.BeieinerStei‐ gerungderSO2‐Abtrennungsrateauf99%sinktdieSäuretaupunkttemperaturfür diesen Fall auf 110 °C. Eine zusätzliche Entschwefelung der sekundären RezirkulationermöglichteineAbsenkungderTaupunkttemperaturauf105°Cbei einerSO2‐Abtrennungsratevon99%.EineSichtertemperaturvon120°Clässtsich alsofürdieAuslegungskohlemiteinerentschwefeltenprimärenRezirkulationund einer nicht entschwefelten sekundären Rezirkulation erreichen, ohne den Säure‐ taupunkt zu unterschreiten. Das modellierte Kraftwerk kann also mit einer Sichtertemperaturvon120°Cbetriebenwerden(sieheAbbildung17).Beihöheren SchwefelgehalteninderKohleistdieseRandbedingungzuprüfen[84]. Eine Entstaubung des Rauchgases kann, wie bei der Entschwefelung, stromauf‐ wärts und stromabwärts der Rauchgasrezirkulationen erfolgen. Um Axialgebläse für beide Rezirkulationen einsetzen zu können, wird in dem untersuchten Kraft‐ werkeinE‐FilterdirekthinterdemKesselaustritteingesetzt(siehe Abbildung17). DieBetriebstemperaturliegtmit380°CdeutlichhöheralsimLuftfall,beidemdas E‐FilterbeieinerTemperaturvon115°CnachLuVo‐Austrittangeordnetist.Durch diehöhereTemperaturdesE‐FiltersmussdiesekundäreRezirkulationnichtabge‐ kühltwerden.DurchdieseVermeidungvonWärmeverlustenergibtsichgegenüber der Verwendung eines kalten E‐Filters ein Netto‐Wirkungsgradvorteil von 0,7 %‐ Pkt.[41].BeiderAuslegungdesE‐FiltersistverstärktaufdieVermeidungvonUn‐ dichtigkeitenzuachten,umFalschlufteinbrücheindenProzesszuvermeiden[84], was nach [124] [125] [126] [127] möglich ist. In Pilotanlagen wurde festgestellt, dass sich die hohen SO3‐Konzentrationen im Oxyfuel‐Prozess positiv auf die AbscheideleistungdesE‐Filtersauswirken[127][126][25]. Die Entstickung sollte wie in Kapitel 2.3 dargestellt stromabwärts der Rauchgasrezirkulationenvorgesehenwerden.BeiVerwendungeinerkonventionel‐ 37 Modellbildung lenSCR‐AnlagemussdasRauchgaszunächstwiederaufgeheiztwerden(siehe Ab‐ bildung 17) [41]. Bei modernen Katalysatoren reicht hier eine Temperatur von 300°Caus,umeinehoheKonversionsrateundeineniedrigeDeaktivierungdesKa‐ talysatorszuerreichen[128][129][130][131][132].DerGroßteildernotwendi‐ gen Wärme wird durch einen Gas‐Gas‐Wärmeübertrager bereitgestellt, der dem Rauchgas nach der DeNOx die Wärme wieder entzieht. Das abgekühlte Rauchgas wird dann zur GPU geleitet. Da der Wärmeübertrager eine Grädigkeit aufweist, musseineZusatzheizungvorgesehenwerden,umdieangestrebteTemperaturam Einlass in die DeNOx‐Anlage zu erreichen. Diese Zusatzaufheizung erfolgt hier durch eine Kondensation von Dampf aus der HD‐Turbinen‐Anzapfung (siehe Ab‐ bildung17).DersichdurchdieWiederaufheizungergebendeWirkungsgradverlust liegtbei0,2%‐Pkt.[41].DerDruckverlust,dersichdurchdieDeNOxergibt,muss durchdenSaugzugodereinZusatzgebläsekompensiertwerden.EinZusatzgebläse stromabwärts des Rauchgaskondensators (siehe Abbildung 17) bietet unter Wir‐ kungsgradgesichtspunktenVorteile,weildortdieTemperaturniedrigeristalsam Saugzug [131]. Eventuell entstehende Ammoniumsulfate fallen am Gas‐Gas‐ WärmeübertrageralsFeststoffaus.DadurchkannKorrosionandenstromabwärts liegendenBauteilenvermiedenwerden.DerGas‐Gas‐Wärmeübertragerkannzum SchutzvorKorrosionbeschichtetwerden[121].WeitereMöglichkeitenzurEntsti‐ ckung des Rauchgases im Oxyfuel‐Prozess sehen eine Entstickung während der RauchgasverdichtunginderGPUvor.DortkannbeierhöhtemDruckeineAmmoni‐ akwäscheeingesetztwerden[133][134]oderdieEntstickungüberSäurebildung während der Verdichtung erfolgen [34] [84]. In dieser Arbeit wird von einer Ab‐ trennungmitTail‐End‐DeNOx,wiesieinAbbildung17dargestelltist,ausgegangen. DiewesentlichenRandbedingungenfürdieRauchgasreinigungsanlagenimLuftfall befindensichimAnhangA.2.FürdenOxyfuel‐BetriebderRauchgasreinigungsan‐ lagenbefindensichdieRandbedingungenimAnhangA.4. 4.3 Doppelsäulen‐ProzesszurGewinnungvon gasförmigemSauerstoff Zur Bereitstellung des Sauerstoffs werden in dieser Arbeit zwei verschiedene kryogeneLZA‐Prozessebetrachtet–einDoppelsäulen‐undeinDreisäulen‐Prozess. Diese werden mehrsträngig betrieben, um eine hohe Auslastung und Lastände‐ 38 Modellbildung rungsgeschwindigkeit der gesamten Sauerstoffbereitstellung für die Verbrennung zuermöglichen[77].DerProduktstromdermodelliertenLZAweisteinereduzierte O2‐Konzentration von 95 Vol.‐% auf, da, wie in Kapitel 2.4 dargestellt, eine sehr hoheO2‐KonzentrationzueinemdeutlichhöherenWirkungsgradverlustführt.Ein für die niedrigere O2‐Konzentration von 95 Vol.‐% angepasster Doppelsäulen‐ ProzessistinAbbildung19dargestellt. Abbildung19: Doppelsäulenprozess mit doppeltem Verdampfer/Kondensator und LOX‐Boiler ImGegensatzzueinerLZAfürhoheSauerstoffreinheitenverfügtdieseVariantedes DoppelsäulenprozessesüberzweiVerdampfer/KondensatoreninderND‐Kolonne und einen Sauerstoffverdampfer (LOX‐Boiler). Die Gastrennung findet innerhalb derColdboxstatt(schwarzeUmrandungin Abbildung19).IndiesemTeildesPro‐ zesses liegen die Temperaturen im kryogenen Bereich. Die Coldbox ist gegen die Umgebung isoliert, um Kälteverluste zu minimieren. Die verbleibenden Kältever‐ lustederKolonnenunddieGrädigkeitdesHauptwärmeübertragerswerdendurch Entspannung eines kleinen Teilstroms der verdichteten Luft im Expander inner‐ halbderColdboxkompensiert[90].DieKälteverlustederKolonnenkönnenjenach Baugröße ermittelt werden [90]. Je größer die Anlage ist, umso geringer sinddie 39 Modellbildung relativenKälteverlusteprobehandelterLuftmenge.BeiderhiermodelliertenBau‐ größe ergibt sich ein Verlust von 37,5 kJ/kmolLuft. Die Grädigkeiten der WärmeübertragerkönnenTabelle4entnommenwerden. Tabelle4:Randbedingungen und berechnete Kennwerte für einen Doppel‐ säulenprozess mit einem adiabaten Luftverdichter; Umgebungs‐ bedingungennach[114] Größe Wert PolytroperWirkungsgradVerdichter 89%[135] O2‐/N2‐/Ar‐KonzentrationimProdukt‐ 95/3,4/1,6 strominVol.‐% O2‐Abtrennungsrate 97,2% AnzahlderTeilstränge 3 KälteverlusteColdboxproStrang 37,5kJ/kmolLuft[90] ObereGrädigkeit 2,5K Hauptwärmeübertrager ObereGrädigkeitVerdamp‐ 1,5K fer/Kondensator SpezifischerelektrischerEnergiebedarf 233kWh/tO2 MitdiesenergibtsicheinnotwendigerTeilstromzurKältegewinnungimExpander von 11 % des Gesamtluftmassenstroms. Dieser wird im Hauptwärmeübertrager heruntergekühlt.DieÜberhitzungderLuftamEintrittindenExpandermussaus‐ reichend sein, um Flüssigkeitsschläge am Austritt des Expanders zu vermeiden. Den Übergang zwischen der Coldbox und dem Luftaufbereitungsteil bildet der Hauptwärmeübertrager,deralsPlate‐Fin‐Wärmeübertragerausgeführtwird[90], um möglichst geringe Grädigkeiten zu erreichen. Modelliert wird eine obere Grä‐ digkeitvon2,5K.DieverdichteteLuftwirdimGegenstromzudenProduktströmen 40 Modellbildung des Prozesses geführt und bis auf die Taulinie abgekühlt. Die Luft wird anschlie‐ ßend in drei Teilströme aufgeteilt. Ein Strom wird zum LOX‐Boiler geführt, ein StromwirdzumVerdampfer/KondensatorimSumpfderND‐Kolonnegeführtund einStromwirdaufderunterstenStufederHD‐Kolonnezugegeben.Dieerstenbei‐ den Ströme werden vollständig kondensiert und als Rücklauf in der HD‐ und der ND‐Kolonnegenutzt(sieheAbbildung19).DernichtkondensierteTeilderverdich‐ tetenLuftwirdaufderuntertestenStufederHD‐Kolonnezugeführt.DerSauerstoff unddasArgonreichernsichzumSumpfderKolonnenhininderFlüssigphasean, undderStickstoffreichertsichinderDampfphasezumKopfderKolonnenhinan. Um Verluste an Sauerstoff zu vermeiden, wird am Kopf eine möglichst hohe N2‐ Konzentration angestrebt. Der obere Verdampfer/Kondensator kondensiert den Stickstoffstrom aus der HD‐Kolonne vollständig. Die Taupunkttemperatur des StickstoffsliegtdurchdenDruckunterschiedzwischendenKolonnenhöheralsdie SiedepunkttemperaturdesangereichertenSauerstoffsinderND‐Kolonneaufdie‐ serHöhederKolonne.VondersokondensiertenMengeanStickstoffwirdeinTeil als Rücklauf in die HD‐Kolonne zurückgeführt. Dieser Rücklauf wird so lange ge‐ steigert,bissichamKopfderHD‐KolonnediegewünschteN2‐Konzentrationinder Gasphase(ca.98,5Vol.‐%)einstellt.DerverbleibendeTeilwirdalsRücklaufinder ND‐Kolonne genutzt. Am Sumpf der HD‐Kolonne wird der O2‐angereicherte Flüssigkeitsstrom mit einer O2‐Konzentration von ca. 35‐40 Vol.‐% entnommen. DieimLOX‐BoilerverflüssigteLuftwirdaufderStufeindieHD‐Kolonnegeführt, aufderdieO2‐KonzentrationinderFlüssigphasederO2‐Konzentrationderflüssi‐ gen Luft entspricht [90]. Die O2‐Konzentration im HD‐Sumpfprodukt sinkt durch diese Rücklaufzugabe gegenüber einem Prozess ohne LOX‐Boiler leicht ab. Durch den Einsatz des LOX‐Boilers kann der Sauerstoff flüssig aus der ND‐Kolonne ent‐ nommen werden. Dies hat den Vorteil, dass die höhere O2‐Konzentration in der Flüssigphase (siehe Abbildung 7) und nicht die O2‐ärmere Dampfphase genutzt wird.EsmussalsoimSumpfderND‐Kolonnewenigeraufkonzentriertwerdenals ohneLOX‐Boiler,waseinehöhereTemperaturunddamiteinenniedrigerenDruck aufderHD‐SeitedesProzessesermöglicht.DerLOX‐BoilerführtalsozueinerAb‐ senkung des Verdichteraustrittsdrucks und damit zu einer Energieeinsparungge‐ genüber einem Prozess ohne LOX‐Boiler. In die ND‐Kolonne treten die Produkte aus der HD‐Kolonne und der im unteren Verdampfer/Kondensator verflüssigte LuftstromaufdenStufenein,aufdenendieO2‐KonzentrationderFlüssigphaseder 41 Modellbildung O2‐Konzentration der eintretenden Flüssigkeiten entspricht [90]. Das bedeutet, dass das Kopfprodukt der HD‐Kolonne am Kopf der ND‐Kolonne, die verflüssigte LuftimoberenDrittelderND‐KolonneunddasSumpfproduktderHD‐Kolonneim unterenTeilderND‐Kolonnezugeführtwerden.ZusätzlichtrittnochderGasmas‐ senstrom vom Expander in die ND‐Kolonne ein. Die verflüssigte Luftmenge, die durchdenVerdampfergeleitetwird,istsoeingestellt,dassderWärmestromaus‐ reicht,umdiegewünschteO2‐Konzentrationvon95Vol.‐%inderFlüssigphaseim SumpfderND‐Kolonnezuerreichen.AmKopfderND‐KolonnewirddasStickstoff‐ produktgasförmigabgezogen.DadasStickstoffproduktdieniedrigsteTemperatur imProzessaufweist,kannesnochzurUnterkühlungderflüssigenStrömeimZwi‐ schenkühlergenutztwerdenundimAnschlussdemHauptwärmeübertragerzuge‐ führt werden. Der flüssige Sauerstoff, der am Boden der ND‐Kolonne abgezogen wird, wird im LOX‐Boiler verdampft und dann ebenfalls dem Hauptwärme‐ übertragerzugeführt. DieAufbereitungderLufterfolgtaußerhalbderColdbox(siehe Abbildung19).Zu‐ nächstwirdderLuftstromverdichtet.DieBauartdesVerdichtersrichtetsichnach der Art der Prozessgestaltung. Falls eine Nutzung der Verdichterabwärme im Kraftwerksprozess möglich ist, bietet sich eine adiabate Verdichtung der Luft auf ProzessdruckineinemAxialverdichteran[76][75][136][92].Sokönnenpolytro‐ peVerdichterwirkungsgradevonbiszu89%erreichtwerden[135].IsteineNut‐ zungderAbwärmenichtmöglich,soistdieNutzungeineszwischengekühltenGe‐ triebeturboverdichterstrotzdesgeringerenpolytropenVerdichterwirkungsgrades von 85 % [137] empfehlenswert, um den Energiebedarf der LZA zu minimieren. UnabhängigvonderArtdesVerdichtungsvorgangswirddieLuftnachderVerdich‐ tung möglichst weit heruntergekühlt. Dazu wird ein Direktkontaktkühler einge‐ setzt. Die verbleibenden Mengen an H2O und CO2 müssen noch vor dem Hauptwärmeübertrager aus der verdichteten Luft entfernt werden, da sonst ein Ausfrieren dieser Bestandteile im Hauptwärmeübertrager zu erwarten ist. Stand der Technik ist der Einsatz von Molsieben, die das H2O und das CO2 aus der Luft adsorbieren[90].IstdasAdsorbensgesättigt,mussesthermischregeneriertwer‐ den. Dazu kann beim Kraftwerk Dampf aus dem Wasser‐/Dampfkreislauf genutzt werden.AufgrundderRegenerationmüssenmehrereMolsiebeparallelgeschaltet werden, um einen durchgehenden Betrieb der LZA zu ermöglichen (siehe Abbil‐ 42 Modellbildung dung 19). In Tabelle 4 sind diewesentlichen Randbedingungen und berechneten Kennwerte für einen Doppelsäulenprozess mit einem adiabaten Luftverdichter zusammengestellt. Die Kälteverluste jeder der drei Coldboxen werden nach [90] fürdiebenötigteBaugrößezu186kWproStrangbestimmt.DieobereGrädigkeit in den Verdampfer/Kondensatoren wird auf 1,5 K festgelegt. Mit diesen Randbe‐ dingungen ergibt sich ein spezifischer Energiebedarf für die Sauerstoffbereitstel‐ lung von 233 kWh/tO2. Dieser Bedarf bezieht sich auf die elektrische Klemmleis‐ tung, die ein Elektromotor mit einem Wirkungsgrad von 97 % zum Antrieb des Verdichterstranges benötigt. Eine ausführliche Auflistung der Randbedingungen befindetsichimAnhangA.3. 4.4 Dreisäulen‐ProzesszurGewinnungvongasförmigem Sauerstoff Um den Energiebedarf der LZA abzusenken, wird neben dem Doppelsäulen‐ Prozess der Dreisäulen‐Prozess in Erwägung gezogen [105] [77] [92] [136] [75] [98]. Dieser ist noch nicht in entsprechendem Maßstab wie der Doppelsäulen‐ Prozessumgesetzt,wirdabervondenHerstellernalsinnaherZukunftumsetzbar angesehen[105][77][92][136][75][98].DerVorteildiesesProzessesgegenüber dem Doppelsäulen‐Prozess liegt darin begründet, dass nicht der gesamte Luft‐ strom auf den höchsten Druck im Prozess verdichtet werden muss. Es gibt ver‐ schiedene Ausführungen des Dreisäulen‐Prozesses. Die meisten Prozesse sehen eine Verdichtung des Luftstroms auf das Druckniveau der MD‐Kolonne vor und eineNachverdichtungeinesTeilstromsaufdasDruckniveauderHD‐Kolonne[105] [77][92][136][75][98].IndieserArbeitwirdderDreisäulen‐Prozessnach[138] betrachtet (siehe Abbildung 20). Diese Variante sieht eine auf drei Druckniveaus aufgeteilteVerdichtungderLuftvor(sieheAbbildung21).DerProzessablaufistin vielen Teilen vergleichbar mit dem des Doppelsäulen‐Prozesses. Die Luftströme werden im Hauptwärmeübertrager auf Sättigungstemperatur abgekühlt. Der ND‐ Luftstrom wird in einem Expander zur Kompensation der Kälteverluste der Coldbox entspannt. Der HD‐Massenstrom wird der HD‐Kolonne direkt über dem Sumpf zugeführt. Der Rücklauf am Kopf der HD‐Kolonne wird durch den LOX‐ Boilererzeugt.DieseristgleichzeitigauchVerdampferderND‐Kolonne. 43 Modellbildung GOX GAN HD-Luft MD-Luft ND-Luft 2 ND-Kolonne Hauptwärmeübertrager 2 Expander LOX MD-Kolonne subcooler 1 HD-Kolonne 1 Abbildung20:Dreisäulen‐Prozesszur GewinnungvongasförmigemSauerstoff Abbildung20: Dreisäulen‐Prozess zur Gewinnung von gasförmigem Sauerstoff mit dreiverschiedenenDruckniveausbeiderVerdichtungnach[138] Der angereicherte Sauerstoff aus dem Sumpf der HD‐Kolonne weist eine höhere O2‐KonzentrationalsimDoppelsäulenprozessauf,dahierkeinzusätzlicherRück‐ lauf zugeführt wird. Allerdings ist dadurch der Rücklauf, der durch den Kopfkon‐ densatorerzeugtwerdenmuss,größeralsbeimDoppelsäulenprozess,umweiter‐ hin eine hohe N2‐Konzentration am Kolonnenkopf zu gewährleisten. Der MD‐ Luftstrom wird der MD‐Kolonne über dem Sumpf zugeführt. Der Kopf der MD‐ Kolonne wird durch Verdampfen des entspannten Sumpfproduktes der MD‐ Kolonnegekühlt.DasgasförmigeKopfproduktwirddabeivollständigkondensiert. EinTeilstromwirdalsRücklaufwiederindieMD‐Kolonnezurückgeführtundder RestzurND‐Kolonnegeleitet.DerMassenstromdesrückgeführtenTeilstromsrich‐ 44 Modellbildung tet sich nach der geforderten N2‐Konzentration in der Gasphase am MD‐ Kolonnenkopf.UmausreichendzuverdampfendesSumpfproduktzurKühlungdes MD‐Kolonnenkopfes zu erhalten. ist es notwendig, im unteren Drittel der MD‐ Kolonne einen Teil des HD‐Sumpfproduktes als Rücklauf zuzuführen. Das Sumpf‐ produkt weist dadurch eine leicht höhere O2‐Konzentration als das der HD‐ Kolonneauf,dadaszugeführteHD‐SumpfproduktbereitseineerhöhteSauerstoff‐ konzentrationhat.DienichtalsRücklaufzurückgeführtenTeilströmederverflüs‐ sigten Stickstoffprodukte der HD‐ und der MD‐Kolonne werden als Rücklauf am Kopf der ND‐Kolonne zugeführt. Als weiterer Rücklauf wird der nicht zur MD‐ KolonnegeführteTeildesHD‐SumpfproduktesimoberenDrittelderND‐Kolonne zugegeben. Der ND‐Luftstrom des Expanders und das gasförmige Sumpfprodukt der MD‐Kolonne werden gasförmig in die ND‐Kolonne geleitet. Das gasförmige SumpfproduktderMD‐KolonnewirdimunterenBereichderND‐Kolonneaufder Stufe zugegeben, welche die entsprechende O2‐Konzentration in der Dampfphase aufweist.NachdemgleichenKriteriumwirdimoberenDrittelderKolonnederND‐ Luftstromzugeführt.DurchdenKondensatorderHD‐Kolonnewirddieerforderli‐ che Wärmemenge bereitgestellt, um im flüssigen Sauerstoffprodukt der ND‐ Kolonne eine O2‐Konzentration von 95 Vol.‐% zu erreichen. Weiterhin wird im LOX‐BoilerdasSauerstoffproduktverdampft.DasgasförmigeStickstoffproduktam KopfderND‐Kolonnewird–wieinderDoppelsäule–nochzurUnterkühlungder flüssigenProduktederbeidenanderenKolonnenimZwischenkühlergenutzt.An‐ schließend werden der gasförmige Sauerstoff und der gasförmige Stickstoff dem Hauptwärmeübertragerzugeführt. Die Gestaltung des Verdichterstranges ist beim Dreisäulen‐Prozess komplizierter als beim Doppelsäulen‐Prozess, da drei verschiedene Druckniveaus erforderlich sind. In Abbildung 21 ist eine Möglichkeit, die Verdichtung adiabat zu gestalten, dargestellt. Der gesamte Luftstrom erfährt zunächst im ND‐Verdichter eine Dru‐ ckerhöhung.DieLuftwirddanachinzweiTeilströmeaufgeteilt.DerND‐Teilstrom wirdmitderLeistungdesExpandersinderColdboxderLZA(siehe Abbildung20) nachverdichtet und nach zwei Kühlern (einem mit Kühlwasser gekühlten Zwi‐ schenkühler und einem Direktkontaktkühler) über ein Molsieb dem Hauptwärmeübertrager zugeführt. Der verbleibende Teilstrom wird zum MD‐ Verdichter geführt, dort weiter verdichtet und zur Vorwärmung des Sauerstoffs 45 Modellbildung (vor dessen Zuführung zum Dampferzeuger) und des ND‐Bypasses (siehe Abbil‐ dung 17) genutzt. Nach Durchströmen eines Direktkontaktkühlers und eines MolsiebswirdderMD‐StromzumHauptwärmeübertragergeführt. Nachverdichter Molsieb ND-Luft ND-Verdichter Molsieb MD-Verdichter MD-Luft HD-Verdichter HD-Luft Sauerstoff ND-Bypass Abbildung21:VerdichterstrangeinesDreisäulen‐ProzesseszurGewinnunggasförmigenSauerstoffs Abbildung21: Verdichterstrang eines Dreisäulen‐Prozesses zur Gewinnung gas‐ förmigen Sauerstoffs mit Übertragung der Verdichtungswärme auf denWasser‐/Dampfkreislauf DerletzteTeilstromwirdzumHD‐VerdichtergeleitetunddortaufHD‐Druckver‐ dichtet.AuchderHD‐Teilstromwird–nachWärmeabgabeandasKühlwasserund nach Durchströmen eines Direktkontaktkühlers – zum Hauptwärmeübertrager geführt.DerVerdichtersollteaufgrunddervielenKühlerundderAufteilungendes MassenstromsalsGetriebeturboverdichterausgeführtwerden.DerND‐Verdichter kanndabeiwiebeiderDoppelsäulesehrhohepolytropeWirkungsgradeerreichen. DieweiterenStufenwerdenmiteinemleichtgeringerenpolytropenWirkungsgrad von85%modelliert.DerNachverdichterdesND‐TeilstromswirdinderRegelauf einerWellemitdemExpanderangeordnet,sodasssichderNachverdichterdirekt anderColdboxbefindet[90].In Tabelle 5sinddieRandbedingungenunddieEr‐ gebnisse für eine Dreisäulen‐LZA mit adiabater Verdichterstrecke dargestellt. Die Grädigkeiten der Wärmeübertrager entsprechen denen des Doppelsäulen‐ Prozesses mit 2,5 K für den Hauptwärmeübertrager und 1,5 K für die Verdamp‐ fer/Kondensatoren und den LOX‐Boiler. Da die behandelte Luftmenge nahezu gleich der des Doppelsäulenprozesses ist, ergeben sich auch die gleichen spezifi‐ schenKälteverlustefürdieColdbox.FürdenDreisäulen‐Prozessergibtsichmitden getroffenen Annahmen ein spezifischer elektrischer Energiebedarf von 46 Modellbildung 192kWh/tO2.DerelektrischeWirkungsgraddesAntriebsmotorsfürdenVerdichter wirdmit97%angesetzt.DetaillierteAngabenzudenRandbedingungenbefinden sichimAnhangA.3. Tabelle5: Randbedingungen und berechnete Werte für eine Dreisäulen‐LZA mit adiabaterVerdichtungnach[138];Umgebungsbedingungennach[114] Größe Wert PolytroperWirkungsgradVerdichter Stufe1:89%/Stufe2/3:85%[135] [137] O2‐/N2‐/Ar‐KonzentrationimProdukt‐ 95/2,2/2,8 strominVol.‐% O2‐Abtrennungsrate 97,2% AnzahlderTeilstränge 3 KälteverlusteColdboxproStrang 186kW[90] ObereGrädigkeit 2,5K Hauptwärmeübertrager ObereGrädigkeitVerdamp‐ 1,5K fer/KondensatorundLOX‐Boiler SpezifischerelektrischerEnergiebedarf 192kWh/tO2 4.5 ZweistufigepartielleKondensationmitexterner Kühlung ZurAbtrennungdesCO2ausdemRauchgasmussdieseszunächstverdichtetwer‐ den. Die Verdichtung des Rauchgasstroms erfolgt in einem sechsstufigen Verdichterstrang, der mit Zwischenkühlern versehen wird. Die in den Zwischen‐ kühlern anfallende Wärme kann entweder an die Umgebung abgeführt werden oder im Kraftwerksprozess zur Speisewasservorwärmung genutzt werden [139]. 47 Modellbildung Dabei konkurriert diese Wärmemenge mit der ausgekoppelten Wärme aus der adiabaten Verdichtung der LZA (siehe Kapitel 2.4). Da der Austrittsdruck bei der Verdichtung des Rauchgases bei mindestens 20 bar liegt (siehe Abbildung 10), muss die Zwischenkühlung im Gegensatz zur LZA unabhängig von der weiteren Wärmenutzungmehrstufigerfolgen,umdieEintrittstemperaturenfürdiehinteren Stufennichtzuweitansteigenzulassen.DiesmachtdieVerwendungeinesGetrie‐ beturboverdichters mit Stufenwirkungsgraden von 85 % erforderlich [137]. Aus den genannten Gründen wird in dieser Arbeit nur eine isotherme Rauchgasver‐ dichtungbetrachtet.DieKühlungerfolgtmitKühlwasserausdemKraftwerkspro‐ zess. Die Anordnung des Rauchgasverdichterstranges ist in Abbildung 22 darge‐ stellt.NachjedemZwischenkühlerwirdeinKondensatabscheidervorgesehen,um das ausfallende Kondensat abzuführen. Diese Kondensate sind hinsichtlich ihrer ZusammensetzungundihrerpH‐Wertezuüberwachen,daeshierzurEntstehung vonstarkenSäurenkommenkann[38][140][84]. Abbildung22: Rauchgasverdichtung mit sechs Stufen, Zwischenkühlern mit KondensatabscheidungundResttrocknungimMolsieb Nach der Rauchgasverdichtung wird das verbleibende Wasser in einem Molsieb adsorbiert. Dabei werden zum Teil auch größere Mengen an SO2 und NOx adsor‐ biert,wasbeiderRegenerationberücksichtigtwerdenmuss[25].EineRegenerati‐ onkannmitaufgeheiztemVentgasodermitStickstoffausderLZAerfolgen,dadie‐ seStrömesehrtrockensind.ZurAufheizungdesRegenerationsgasstromswirdhier Dampf aus dem Wasser‐/Dampfkreislauf verwendet. Die Konzentrationen an SO2 und NOx im Regenerationsgas können dabei sehr hohe Werte erreichen [25]. Die hiervorgeseheneexterneKühlungermöglichtimGegensatzzurinternenKühlung eineSteuerungderTemperatureninderGPUunabhängigvondenVorgängenauf derRauchgasseite.AllerdingsweistdieexterngekühlteGPUeinenleichterhöhten EnergiebedarfgegenüberderinterngekühltenVarianteauf.Weiterhinistesmög‐ 48 Modellbildung lichbeiexternerKühlungaufAluminiumwärmeübertragerzuverzichten,dieanfäl‐ lig für Korrosion durch Quecksilber sind [82] [20]. Zunächst wird der CO2‐ Produktstrom genutzt, um das verdichtete Rauchgas herunter zu kühlen (siehe Abbildung 23). Im ersten CO2‐Abtrenner wird eine Temperatur von 248 K ange‐ strebt. Die zusätzliche Kühlung nach der Vorkühlung wird durch einen NH3‐ Kreislaufbereitgestellt.ImerstenAbtrennerwirddieCO2‐reicheflüssigePhasevon derDampfphasegetrenntundabgeführt. CO2 Expander NH3 Ventgas 223233 K 2.Abtrenner Rauchgas 248 K 1.Abtrenner Rauchgasverdichter CO2 Abbildung23:CO2‐AbtrennungsanlagemitzweistufigerpartiellerKondensationundexternerKühlung Abbildung23: CO2‐Abtrennungsanlage mit zweistufiger partieller Kondensation undexternerKühlungmitNH3‐undCO2‐Kältekreislauf[32] Die Dampfphase des ersten Abtrenners wird durch einen zweiten Kühlkreislauf, der mit CO2 betrieben wird, bis auf 223‐233 K abgekühlt. Im zweiten Abtrenner wirdderverflüssigteCO2‐reicheTeilstromabgetrenntundmitderFlüssigkeitaus dem ersten Abtrenner gemischt. Im Anschluss kann das flüssige CO2‐Produkt bis auf überkritischen Pipelinedruck von 110 bar gepumpt werden. Der CO2‐ Kältekreislauf wird mit Hilfe des NH3‐Kältekreislaufs kondensiert. Der NH3‐ Kältekreislauf führt die anfallende Wärme aus dem CO2‐Kältekreislauf und der Rauchgaskondensation zunächst teilweise an das Ventgas ab. Die Ventgas‐Menge reichtzurKondensationdesNH3nichtaus,sodassdessenvollständigeKondensa‐ tionüberKühlwassererfolgt.DasVentgaswirdnachderExpansionundderWär‐ meaufnahmeandieUmgebungabgeführt.EineZusammenstellungderRandbedin‐ gungendesexterngekühltenGPU‐ProzessesbefindetsichimAnhangA.3. 49 Modellbildung In Abbildung 24sinddieCO2‐KonzentrationψunddieCO2‐AbtrennungsrateCCR, welche sich für diesen Abtrennungsprozess ergeben, in Abhängigkeit vom Druck nach der Rauchgasverdichtung und vom Falschlufteintrag in den Kraftwerkspro‐ zessdargestellt.EinFalschlufteintragvon2%istrealisierbarundsollteauchange‐ strebt werden. In dieser Arbeit werden auch höhere Falschluftgehalte von bis zu 6%betrachtet,dabeieinemRetrofitalterAnlagenderFalschlufteintraghöherlie‐ genkann.WeiterhinsolldieUntersuchungderzusätzlichenCO2‐Abtrennungauch bezüglich unterschiedlicher Rauchgasqualitäten und deren Auswirkung auf GPU, zusätzliche Abtrennungsanlage und Gesamtprozess erfolgen. Die Temperatur des 1,00 1,00 0,95 0,95 0,90 0,90 0,85 0,85 2 % FL 0,80 4 % FL 6 % FL CCR 2 % FL 0,75 CCR 4 % FL CCR 6 % FL 0,80 0,75 CCR [-] [-] zweitenAbtrennersliegtbei227K. 0,70 0,70 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 Druck [bar] Abbildung24:CO2‐KonzentrationψundAbtrennrateCCRdesexterngekühltenCO2‐AbtrennungsprozessesinAbhängigkeitdesFalschlufteintrags Abbildung24: CO2‐KonzentrationψundAbtrennungsrateCCRdesexterngekühlten CO2‐AbtrennungsprozessesmitzweistufigerpartiellerKondensation in Abhängigkeit vom Rauchgasverdichteraustrittsdruck und vom Falschlufteintrag;TemperaturdeszweitenAbtrennersbeträgt227K Der Druck wurde zwischen 20‐70 bar variiert. Unterhalb von 20 bar findetkeine VerflüssigungimerstenAbscheiderstattundoberhalbvon73,8baristCO2über‐ 50 Modellbildung kritisch,sodasskeinepartielleKondensationmehrerfolgenkann.DieTemperatur gewährleisteteinenausreichendenAbstandzurminimalenTemperaturvon217K, abderHydratbildungzuProblemenführenkann.ψsinktmitsteigendemDruckin den Abtrennern der GPU ab, da sich durch den höheren Druck mehr Verunreini‐ gungen bei konstanten Temperaturen in der Flüssigphase lösen. Die CO2‐ AbtrennungsrateCCRsteigtmitsteigendemDruckan.DieSteigungnimmtzuho‐ henDrückenhinab.BeizunehmendemFalschluftanteilimRauchgassinktCCRab. SokannbeieinemDruckvon30barundeinemFalschluftgehaltvon2%einCCR von90%erreichtwerden.SteigtderFalschluftanteilauf6%anvermindertdies CCR auf 80 %. Ein hohes CCR durch Steigerung des Rauchgasverdichter‐ austrittsdrucks wird also mit einer geringeren CO2‐Konzentration ψ erkauft. Für einederbeidenGrößensolltealsoeineMindestanforderungfestgelegtwerden.In den Auslegungen der bestehenden oder geplanten Pilot‐ und Demoanlagen wird einψvonmindestens96Vol.‐%angestrebt,umProblemebeimTransportundder Speicherung zu vermeiden [9] [7]. Für CCR ergeben sich bei diesem ψ je nach FalschlufteintragindenKraftwerksprozessundinAbhängigkeitvonderTempera‐ turimzweitenAbtrennerWertezwischen83,3–91,9%.MehralseinCCRvon91,9 %lässtsichalsounterdengewähltenRandbedingungenmitdiesemProzessnicht realisieren. ψ ist nahezu unabhängig von der CO2‐Konzentration im eintretenden Rauchgas.BeigeringenundhohenDrückenergebensichleichteUnterschiede.Bei geringen Drücken ist dies auf die Prozessgestaltung zurückzuführen, da dann im erstenAbtrennerkaumKondensatanfällt.BeihohenDrückenergebensichleichte Unterschiede, da hier die Einlösung von Verunreinigungen in den CO2‐Strom zu‐ nimmt. Da die Berechnung in dieser Arbeit unter Annahme des Vorliegens eines Gleichgewichtserfolgt(sieheKapitel2.5.1),würdendieDatenineinerrealenAnla‐ geleichtüberdenberechnetenWertenliegen.DieErgebnissekönnentrotzdemals realitätsnahangenommenwerden[81],dabeiderAuslegungeinerpartiellenKon‐ zentrationangestrebtwird,indenBehälternmöglichstGleichgewichtherzustellen [81].DerEinflussderTemperaturdeszweitenAbtrennersaufψundCCRistinAb‐ bildung 25 dargestellt. Der Falschlufteintrag in den Kraftwerksprozess wird kon‐ stantbei2%gehalten.ψsinktmitsteigendemDruckabundistbeiDrückenab35 barnahezuunabhängigvonderTemperaturimzweitenAbtrenner.CCRsteigtmit steigendem Druck und sinkender Temperatur im zweiten Abtrenner. Der Vorteil 51 Modellbildung einerniedrigenTemperaturnimmtzuhohenDrückenhinab.Beidemfestgelegten 1,00 1,00 0,95 0,95 0,90 0,90 0,85 0,85 233,15 K 227,15 K 223,15 K CCR 233,15 K CCR 227,15 K CCR 223,15 K 0,80 0,75 0,70 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 CCR [-] [-] Mindest‐ψvon96Vol.‐%liegtCCRzwischen89‐93,5%. 0,80 0,75 0,70 70 Druck [bar] Abbildung25:CO2‐KonzentrationψundAbtrennungsrateCCRdesexterngekühltenCO2‐AbtrennungsprozessesinAbhängigkeitvonderTemperaturimzweitenAbtrenner Abbildung25: CO2‐KonzentrationψundCO2‐AbtrennungsrateCCRdesexternge‐ kühlten CO2‐Abtrennungsprozesses mit zweistufiger partieller Kondensation in Abhängigkeit vom Rauchgasverdichteraustritts‐ druckundvonderTemperaturdeszweitenAbtrenners;Falschluft‐ eintrag2% Der Einfluss der Temperatur auf die Abtrennungsrate ist bei niedrigen Drücken alsoähnlichgroßwiejenerderRauchgasqualitätamEintrittindieGPU.Zuhohen DrückenhinnimmtderEinflussallerdingsdeutlichab.NebenCCRundψstelltder spezifische Energiebedarf der GPU (bezogen auf den abgetrennten CO2‐ Massenstrom)diedrittewichtigeKenngrößezurBeurteilungderAbtrennungdar: Spezi ischerEnergiebedarf 52 P m , (4‐1) 170 165 160 155 150 145 140 135 130 125 120 115 110 105 100 95 90 0,800 1,000 0,975 0,950 0,925 0,900 0,875 0,850 0,825 Spez. Energiebedarf, 2 % FL Spez. Energiebedarf, 4 % FL Spez. Energiebedarf, 6 % FL 2 % FL 4 % FL 6 % FL 0,825 0,850 0,875 0,900 0,925 [-] Spez. Energiebedarf [kWh/tCO2] Modellbildung 0,800 0,775 0,750 0,725 0,950 0,975 0,700 1,000 CCR [-] Abbildung26: Spezifischer Energiebedarf der CO2‐Abtrennungsanlage und CO2‐ KonzentrationψinAbhängigkeit vonderCO2‐AbtrennungsrateCCR undvomFalschlufteintrag In Abbildung26istderspezifischeEnergiebedarfinAbhängigkeitvonCCRdarge‐ stellt. Die Temperatur im zweiten Abtrenner beträgt 227 K. Der Falschluftgehalt desindieGPUeintretendenRauchgaseswirdzwischen2%und6%variiert.Der spezifische Energiebedarf weist in allen Verläufen ein Minimum auf. Mit steigen‐ demFalschlufteintragnimmtderspezifischeEnergiebedarfbeikonstantemCCRzu. ZusätzlichistdieCO2‐KonzentrationψüberderCO2‐AbtrennungsrateCCRdarge‐ stellt.BeihohenCCRsinktψüberproportionalab.EineniedrigeRauchgasqualität, alsoeinerhöhterFalschluftanteilimRauchgasamGPU‐Eintritt,führtbeikonstan‐ temCCRzueinemvermindertenψ.DasMinimumdesspezifischenEnergiebedarfs bildet sich aus, weil mit steigendem Druck im Rauchgasverdichter mehr Leistung aufgebracht werden muss. Infolgedessen nimmt auch der absolute Energiebedarf der CO2‐Abtrennungsanlage zu. Da die Steigung von CCR zu hohen Drücken hin flacherverläuft(vgl. Abbildung24und Abbildung25),mussbeihohemCCRimmer 53 Modellbildung mehrEnergieaufgewendetwerden,umCCRzusteigern.BeigeringenDrückenfällt CCR deutlich ab, wodurch sich der spezifische Energiebedarf ebenfalls steigert. BezogenaufdieabgetrennteMengeCO2bildetsichalsoeinMinimumdesspezifi‐ schenEnergiebedarfsaus(siehe Abbildung 26).DasMinimumverschiebtsichbei steigendenFalschlufteinträgenzugeringerenCCR.Bei2%Falschluftbildetessich bei einem CCR von 91,3 % aus, wohingegen bei 6% Falschluft das Optimum bei einemCCRvon86,4%liegt.Dasminimaleψvon96Vol.‐%wirdbei2%Falschluft beieinemCCRvon91,9%unterschritten.Für6%Falschluftwirddiesesψbeiei‐ nemCCRvon83,3%unterschritten. DieAuswirkungendesFalschluftanteilsundderTemperaturimzweitenAbtrenner aufdenNettowirkungsgradηNsindinAbbildung27inAbhängigkeitvonCCRaufge‐ tragen. 36,7 233 K 227 K 36,6 [%] 223 K 36,5 4% 36,4 6% 36,3 0,80 0,82 FL, T 227 K T, FL 2 % 0,84 0,86 0,88 0,90 0,92 0,94 CCR [-] Abbildung27: Nettowirkungsgrad ηN des Oxyfuel‐Kraftwerks in Abhängigkeit von derCO2‐AbtrennungsrateCCRfürverschiedeneFalschluftanteileund TemperaturenimzweitenAbtrenner 54 Modellbildung DiePunktegeltenfüreinkonstantesψvon96Vol.‐%.DerBasisprozesswurdeauf einenFalschluftgehaltvon2%undeinMindest‐ψvon96%ausgelegt(vgl. Tabelle 3). Mit steigendem Falschlufteintrag sinken sowohl ηN als auch CCR ab. Wennbei einemFalschluftgehaltvon6%undeinerTemperaturvon227Keinψvonmindes‐ tens 96 Vol.‐% gefordert wird, kann lediglich ein maximales CCR von 83,3 % er‐ reicht werden. ηN liegt bei dieser Prozesskonfiguration bei 36,35 %. Kann der Falschlufteintragauf4%gemindertwerden,steigtCCRaufmaximal87,8%undηN auf36,48%.BeimBasisprozessmit2%FalschluftsteigtCCRauf91,9%undηNauf 36,61%.MitsinkenderTemperaturdeszweitenAbtrennerssteigtCCRanundηN nimmtab.DiesistmitdemhöherenKältebedarfderGPUunddemgrößerenabge‐ trenntenCO2‐Massenstromzuerklären.EineMinderungdesFalschlufteintragsbe‐ sitzt somit ausschließlich positive Auswirkungen auf CCR und ηN. Da eine Minde‐ rungderTemperaturimzweitenAbtrennerderGPUzwareineSteigerungvonCCR abereineVerringerungvonηNbewirkt,mussbeieinergeplantenAnlageabgewo‐ genwerden,welchesCCRnotwendigist. 4.6 Polymermembran MembranenkönnennachunterschiedlichenAnsätzenmodelliertwerden[107].In dieserArbeitwirddasLösungs‐Diffusions‐Modellverwendet[141].FürdasModell geltenfolgendeAnnahmen: keineVermischungderPermeatflüsseunterschiedlicherZusammensetzung inderporösenStützschicht, PermeanzistunabhängigvonDruckundZusammensetzungdesbehandel‐ tenGases, idealesGasverhalten, DruckverlustüberdieMembranaufderRetentatseiteistvernachlässigbar, freierAbflussdesPermeats. DiebetrachteteMembranwirdinMAbschnitte(indieserArbeitwirdM=100fest‐ gelegt) unterteilt (siehe Abbildung 28). Die Permeatströme der einzelnen Teilab‐ schnitte werden am Ende der Berechnung aller Teilabschnitte addiert und gehen deshalb nicht in die Berechnung der anderen Teilabschnitte ein. Für jeden Ab‐ schnitt l wird ein eigenes Gleichungssystem aufgestellt, wobei das Retentat des 55 Modellbildung vorangehendenAbschnittsl‐1derFeeddesfolgendenAbschnittslist.Sokanndie Änderung der Konzentrationen der Komponenten entlang der Membran berück‐ sichtigt werden. In jedem Abschnitt l wird ein Gleichungssystem aufgestellt. Das Modell wird im Aspen Custom Modeler© erstellt. Da das Programm gleichungsba‐ siertarbeitet,isteinUmstellenderGleichungennichterforderlich. Abschnitt l dA Feed yR,i (l-1) nR(l-1) yF,i nF pR Permeat Retentat yR,i nR Membran mit Permeanz yP,i (l) pP nP(l) yP,i nP yR,i (l) nR(l) Abbildung28: VereinfachteDarstellungdermodelliertenMembranmitMAbschnit‐ ten[141] EsmüssennurentsprechendderFreiheitsgradeausreichendGleichungenvorhan‐ densein.ZunächstwirddiePermeanzΘiderMembranfürjedenStoffiindiemola‐ rePermeanzΘmol,iumgerechnet: Θ Θ p ∙ α , RT , (4‐2) Die Membranfläche dA jedes Abschnitts l wird aus der Gesamtmembranfläche AMembranundderZahlderAbschnitteMbestimmt: dA A M (4‐3) Der aus dem Abschnitt l‐1 in den Abschnitt l eintretende Molenstrom entspricht derSummederausdemAbschnittlaustretendenMolenströme: n l 1 n l 56 n l (4‐4) Modellbildung Im ersten Abschnitt entspricht der eintretende Strom dem Feedstrom der Ge‐ samtmembranundimletztenAbschnittentsprichtderaustretendeRetentatstrom demRetentatderGesamtmembran.DerPermeatstromjedesAbschnittslbestimmt sichausdenTeilströmendereinzelnenGaskomponenteni: l n n l , (4‐5) Der Permeatstrom jeder Gaskomponente i im Abschnitt l wird mit der molaren PermeanzΘmol,iundderPartialdruckdifferenzbestimmt: n , l dA ∙ Θ p ∙y , l , 1 p ∙y , l (4‐6) DiefolgendenGleichungenbestimmendiemolarenAnteiledereinzelnenKompo‐ nentenandenaustretendenGasströmendesMembranabschnittsl: y , n n l , l l (4‐7) y , l n l 1 ∙y , l 1 n l n , l (4‐8) Die Summe aller Permeatströme der M Abschnitte ergibt den Permeatstrom der Gesamtmembran: n l (4‐9) n Die Konzentration der Gaskomponenten i im Permeat der Gesamtmembran erge‐ bensichzu: ∑ n n , l 57 y , (4‐10) Modellbildung WieinKapitel3.1bereitsdargestellt,istesanzustreben,eineMembranmitmög‐ lichsthohemΘundhohemαi,jeinzusetzen.Polymermembraneneignensichunter dengegebenenRandbedingungenambestenfürdieAbtrennungdesCO2ausdem Ventgas [58]. Die Kenndaten der in dieser Arbeit verwendeten und kommerziell verfügbarenPolyactive®‐Membran[63]sindinTabelle6aufgelistet. Tabelle 6: Kennwerte der Polymermembran Polyactive® bei einer Temperatur von 25°C[63] Größe Wert ΘCO2 3m³(i.N.)/(m²hbar) αCO2/N2 50 αO2/N2 2,8 αAr/N2 2,8 In Abbildung 29 ist die CO2‐Abtrennungsrate der Membran (CCRZus) in Abhängigkeit vom Druckverhältnis über die Membran (ΠZus) und von der Membranfläche (A) dargestellt. Die Zusammensetzung des Feeds entspricht der Zusammensetzung des Ventgases im Basisprozess des Oxyfuel‐Kraftwerks. Die CO2‐Konzentration des Ventgases liegt bei ca. 30 Vol.‐% (trocken), der Permeatdruck bei 1 bar und der Gasstrom bei 0,8 kmol/s. CCRZus steigt mit zunehmendemΠZusundmitzunehmendemA. 58 Modellbildung 1,0 0,9 0,8 CCRZus [-] 0,7 0,6 0,5 0,4 CCRZus, Zus= 3 0,3 CCRZus, Zus= 4 0,2 CCRZus, Zus= 5 0,1 CCRZus, Zus= 6 CCRZus, Zus= 10 0,0 0 10000 20000 30000 40000 50000 A [m²] Abbildung29:ZusätzlicheAbtrennungsrateCCRZusdermodelliertenMembraninAbhängigkeitvomDruckverhältnisΠZusundderMembranflächeA Abbildung29: Zusätzliche CO2‐Abtrennungsrate CCRZus der modellierten Membran inAbhängigkeitvomDruckverhältnisΠZusundderMembranflächeA; Permeatdruck=1bar DerAnstiegistbeikleinemAsehrdeutlichunderreichtbeihöherenWerteneinen flacherenVerlauf.DerflachereVerlaufwirdumsofrühererreichtjegrößerΠZusist. Diese Abflachung ist darauf zurückzuführen, dass bei hohem CCRZus die CO2‐ Konzentration auf der Feedseite entlang der Membraneinheit immer weiter absinkt. Dadurch steigen entlang der Membraneinheit die Konzentrationen der Unreinheiten im Gas auf der Feedseite. Die treibende Partialdruckdifferenz zwischen Feed und Permeat entlang der Membran sinkt für das CO2 und erhöht sichfürdieUnreinheiten.MitzunehmendemCCRZuserhöhtsichausdiesemGrund die Menge an Unreinheiten, die durch die Membran strömen. Dieser Zusammen‐ hang kann Abbildung 30 entnommen werden. Dort ist die CO2‐Konzentration im Permeat (ϕ) in Abhängigkeit vonCCRZus und ΠZus aufgetragen.A wurde hier kon‐ stantgehalten.DieCO2‐KonzentrationϕfälltmitsteigendemCCRZusab.Beihohem 59 Modellbildung CCRZuswirddiesesAbsinkensehrdeutlichundnähertsichbeieinemCCRZusvon1 derCO2‐KonzentrationimFeedvon30Vol.‐%an. 1,00 0,95 0,90 0,85 0,80 0,75 [-] 0,70 0,65 0,60 0,55 Zus= 3 0,50 Zus= 4 0,45 0,40 Zus= 5 0,35 Zus= 6 0,30 Zus= 10 0,25 0,0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 CCRZus [-] Abbildung30: CO2‐Konzentration im Permeat ϕ in Abhängigkeit von der CO2‐ Abtrennungsrate CCRZus und vom Druckverhältnis ΠZus; Permeatdruck=1bar EinhohesΠZusergibtbeikonstanterCO2‐AbtrennungsrateCCRZuseinhöheresϕ,da das treibende Partialdruckgefälle größer ist und somit das erzielbare ϕ ebenfalls höherist(sieheGleichung(4‐6)).UmeinhohesϕundgleichzeitigeinhohesCCRZus zu erzielen, ist also ein hohes ΠZus notwendig. Gleichzeitig bedeutet ein hohes DruckverhältnisΠZuseinenhohenEnergieaufwand,dadieserDruckstromabwärts auf der Permeatseite der Membran nicht mehr genutzt werden kann. Eine große Membranfläche A erhöht die CO2‐Abtrennungsrate CCRZus, führt bei hohen CCRZus allerdings zu niedrigen CO2‐Konzentrationen ϕ. Die Membranfläche A und das DruckverhältnisΠZusmüssenaufdiejeweiligeAnwendungabgestimmtwerden,da sichkeinvondenEinflussgrößenunabhängigesOptimumausbildet.FürdenAus‐ 60 Modellbildung legungsfallliegtdieCO2‐KonzentrationϕabeinemΠZusvon4ineinemähnlichen BereichwiedieCO2‐KonzentrationdesRauchgasesdesKraftwerksprozesses.Die‐ ser Wert ist anzustreben, da ein geringeres ϕ zu einer Absenkung der CO2‐ KonzentrationimRauchgasamEintrittderGPUführt.DieshättedengleichenEf‐ fektwieeineAnhebungdesFalschluftgehaltesdesindieGPUeintretendenRauch‐ gases. Es würde sich eine Verminderung von CCR des Grundprozesses (Abtren‐ nungsprozess I in Abbildung 35) durch die verminderte Rauchgasqualität (vgl. Abbildung24)ergeben. 4.7 Druckwechseladsorption(DWA) DieDWAwirdmitAktivkohleD47/3[111]alsAdsorbensabgebildet(sieheKapitel 3.2).ZurAbbildungwerdendieAdsorptionsisothermenderjeweiligenStoffeher‐ angezogen.DiesekönnendurchverschiedeneModelleabgebildetwerden.DieWahl desModellsrichtetsichnachdemabzubildendenAdsorbensunddenadsorbierten Gasen[111].FürdieAktivkohleeignetsichdieToth‐Gleichung[111]: u zp u 1 zp (4‐11) z z exp z /T (4‐12) uistdieadsorbierteGasmengeinmolprokgAdsorbens.pistderanliegendeParti‐ aldruckdeszuadsorbierendenGasesimFeedstrom.uK,zT,z undtsindKonstan‐ ten (siehe Tabelle 7). DieTemperatur des Adsorbers T wird mit 298 Kfestgelegt. FürCO2undN2ergebensichdamitdiein Abbildung 15dargestelltenIsothermen für Aktivkohle. Es wird davon ausgegangen, dass die Druckwechseladsorption in sechsProzessschrittenabläuft[67][40][35].WeitereAnnahmensind: idealesGasverhalten, desorbiertesGaskannbeimEvakuierungsvorgangungehindertabfließen, keinHystereseverhaltendesAdsorbens, DruckverlustüberdasAdsorptionsbettvernachlässigbar, isothermerAdsorber. 61 Modellbildung Tabelle7: Parameter zur Berechnung der Adsorptionsisothermen für Aktivkohle [111] Gas uKinmol/kg zTinK in1/Pa T CO2 20,9105 3,34484e‐10 2644,04 0,435011 N2 6,36332 2,04453e‐9 1658,02 0,646035 O2/Ar 8,91184 1,47042e‐9 1620,58 0,648911 DiesechsTeilschrittesindinAbbildung31alsvereinfachtesProzesschemadarge‐ stellt. Jedes der sechs modellierten Betten befindet sich also in einem der sechs Prozessschritte. Die Betten durchlaufen nacheinander die Prozessschritte, sodass sicheinkontinuierlicherAbtrennungsprozessergibt.Schritt1istderAdsorptions‐ prozess.DasBettwirdvomFeedgasdurchströmt.DabeiwerdenBestandteiledes Gases adsorbiert. Dadurch sinkt die Konzentration dieser Bestandteile im Abgas‐ strom. Sobald das Bett mit CO2 gesättigt ist, wird es vom Feed‐ und Abgasstrom getrennt.ZunächstwirdderDruckinSchritt2durcheineVerbindungmitdemBett inProzessschritt5abgesenkt.InSchritt3undSchritt4erfolgendiefinaleDruck‐ absenkungundderAbzugdesCO2‐reichenProduktgases,dasdurchdieAbsenkung desDrucksdesorbiertwurde.EskanneinGasstromeingesetztwerden,umdiesen Prozesszubeschleunigen,allerdingsverunreinigtdieserdasProduktgas,weshalb indieserArbeitdaraufverzichtetwird.InSchritt5und6wirddurchVerbindung mit den Betten in den Schritten 1 und 2 der Prozessdruck wieder aufgebaut. Die durch diesen Druckaufbau entstehenden Verluste werden in dieser Arbeit nicht betrachtet.DasModellbetrachtetdieDWAvereinfachendalskontinuierlichenGe‐ samtprozess,sodasssichjeweilseinkontinuierlicherAbgas‐undProduktgasstrom ergibt. Für jeden der sechs Teilprozesse wird eine Zeit von 120 s angenommen [142]. Für eine genauere Darstellung der Teilprozesse sei auf die Fachliteratur verwiesen[142][111][110].DieBerechnungdesDWA‐Prozesseserfolgtdurchein ähnliches Vorgehen wie bei der Membran und ebenfalls mit dem Aspen Custom Modeler©. 62 Modellbildung CO2-armes Abgas Feed CO2-reiches Produktgas Abbildung 31: Vereinfachte Darstellung der sechs Prozessschritte der Druckwech‐ seladsorption DasAdsorptionsbett,dassichimProzessschritt1befindet,wirdentlangderGas‐ strömungdurchdasBettinMAbschnitte(indieserArbeitmit100festgelegt)auf‐ geteilt, um die Konzentrationsänderungen der einzelnen Gasbestandteile entlang des Adsorptionsbettes berücksichtigen zu können (siehe Abbildung 32). Die Be‐ trachtung beschränkt sich auf den idealisierten Prozess mit den Adsorptionsiso‐ thermen. Zunächst muss mit der Schüttdichte des Adsorbens ρA (für Aktivkohle 544kg/m³[111])dieGesamtmasseanAdsorbensmA,gesinallen6Bettenbestimmt werden,dieimgesamtenBehältervolumenderDWA(V)vorhandenist: m , ρ ∙ V 63 (4‐13) Modellbildung Durch die unterschiedlichen Teilprozesse steht durchgehend eines der sechs Ad‐ sorptionsbettenzurAdsorptionzurVerfügung.DieAdsorbensmassemAproBett‐ abschnittldesadsorbierendenBettesbeträgtdemnach: m Abgas yR,i nR Adsorptionsbetrieb m , 6 ∙M Evakuierungsbetrieb yR,i (l) nR(l) Abschnitt l mA uR,i(l) pF (4‐14) yS,i (l+1) nS(l+1) uS,i(l) pS yS,i (l) nS(l) Produktgas yS,i nS yS,i (l-1) nS(l-1) yR,i (l-1) nR(l-1) Feed yF,i nF Abbildung32: ModellierteDWA;linksAdsorptionsbetrieb;rechtsEvakuierungsbe‐ triebmitfreiabfließendemProduktgas FürjedenderMBettabschnittewird,wiebeidermodelliertenMembran,eineige‐ nes Gleichungssystem aufgestellt. Zur Berechnung der adsorbierten Gasmenge werdendieBeladunguRbeidemFeeddruckpFunddieBeladunguSbeidemEva‐ kuierungsdruck pS mit Gleichung (4‐11) bestimmt. Das CO2‐arme Retentat n l 1 istderzugeführteStromfürdenl‐tenAbschnitt,indemdieserStromin n l undn l aufgeteiltwird: 64 Modellbildung n l 1 n l n l (4‐15) Für den ersten Bettabschnitt entspricht der zugeführte Strom dem Feedstrom n desDWA‐Prozesses.DasRetentatn derM‐tenStufeentsprichtdemRetentatstrom desgesamtenDWA‐Prozess.DerdesorbierteGasmolenstromn derKomponentei, derausdenBettenindenProzessschritten3und4austritt,ergibtsichzu: n , l u l , u l , ∗ m 120 s (4‐16) Der Produktgasstrom n der Stufe l ergibt sich aus der Summe der Teilprodukt‐ strömederverschiedenenGaskomponenten: n l n , l (4‐17) DieKonzentrationendereinzelnenGaskomponentenimProduktgasstromderl‐ten Stufeergebensichzu: y , l n n , l l (4‐18) DieKonzentrationenderverschiedenenGaseimRetentatstromderl‐tenStufeer‐ gebensichzu: y , l n l 1 ∙y , l 1 n l n , l (4‐19) Der gesamte Produktgasstrom ist die Summe aller Teilproduktgasströme der M Einzelabschnitte: n n l (4‐20) Die Konzentrationen der einzelnen Gase im gesamten Produktgasstrom werden bestimmtdurch: 65 Modellbildung y ∑ , n n , l (4‐21) Das so erstellte DWA‐Modell wird dazu herangezogen, die CO2‐Abtrennung aus dem in Kapitel 4.6 untersuchten Ventgasstrom zu bestimmen. Bei der Simulation wurdeeinBettvolumengewählt,mitdemvergleichbareWertefürdiezusätzliche CO2‐Abtrennungsrate CCRZus wie bei der Polymermembran erzielt werden (vgl. Abbildung29). 1,0 0,9 0,8 CCRZus [-] 0,7 0,6 0,5 0,4 CCRZus, Zus= 3 0,3 CCRZus, Zus= 4 0,2 CCRZus, Zus= 5 0,1 CCRZus, Zus= 6 CCRZus, Zus= 10 0,0 0 200 400 600 800 1000 1200 1400 1600 1800 2000 V [m³] Abbildung33: ZusätzlicheCO2‐AbtrennungsrateCCRZusinAbhängigkeitvomgesam‐ tenBettvolumenVallersechsBetten In Abbildung 33 ist CCRZus bei Verwendung von Aktivkohle in Abhängigkeit vom Gesamtvolumen V aller Adsorptionsbetten dargestellt. Als weiterer Einflussfaktor wird das Druckverhältnis zwischen Feed‐ und Produktseite ΠZus betrachtet. Der EvakuierungsdruckpSbeträgt1bar.BezüglichCCRZusergibtsicheinähnlichesVer‐ halten wie bei der Polymermembran. Mit steigendem Volumen der DWA V steigt 66 Modellbildung CCRZus.DerAnstiegflachtbeihohemVjedochab.JehöherdasDruckverhältnisΠZus ist,umsofrüheristdieSättigungerreicht.BeisteigendemΠZussteigtCCRZuseben‐ fallsan.BereitsbeieinemDruckverhältnisΠZusvon4sindWertebeiderzusätzli‐ chenCO2‐AbtrennungsrateCCRZusvonüber90%möglich,fallsdasVolumenVaus‐ reichend groß ist. In Abbildung 34 ist die CO2‐Konzentration im Produktgas der DWAϕinAbhängigkeitvonderzusätzlichenCO2‐AbtrennungsrateCCRZusfürver‐ schiedene Druckverhältnisse ΠZus dargestellt. Der Evakuierungsdruck pS liegt bei 1bar.MitsteigenderCO2‐AbtrennungsrateCCRZusfälltϕab. 1,00 0,95 Zus= 3 0,90 Zus= 4 0,85 Zus= 5 0,80 Zus= 6 0,75 Zus= 10 [-] 0,70 0,65 0,60 0,55 0,50 0,45 0,40 0,35 0,30 0,25 0,0 0,1 0,2 0,3 0,4 0,5 0,6 0,7 0,8 0,9 1,0 CCRZus [-] Abbildung34: CO2‐Konzentration ϕ in Abhängigkeit von der zusätzlichen CO2‐ AbtrennungsrateCCRZusfüreineDWA;pS=1bar EinsteigendesDruckverhältnisΠZusführt,wiebeiderMembran,beigleicherCO2‐ AbtrennungsrateCCRZuszuhöherenCO2‐Konzentrationenϕ.ϕunterscheidetsich deutlich von den mit der Polymermembran erzielten CO2‐Konzentrationen ϕ. Es liegt auch bei niedrigem CCRZus und hohem Druckverhältnis ΠZus unter 60 Vol.‐% und damit auch bei hohen Falschlufteinträgen deutlich unterhalb der CO2‐ 67 Modellbildung Konzentration desindie GPUeintretenden Rauchgases. Eine DWA führt somitzu einer Verdünnung der CO2‐Konzentration im Rauchgas vor Eintritt in die GPU. Durch diese Minderung der Rauchgasqualität wird die CO2‐Abtrennungsrate CCR des ursprünglichen GPU‐Prozesses (Abtrennungsprozess I in Abbildung 35) ge‐ mindert(vgl.Abbildung24).BezüglichdererzielbarenCO2‐Konzentrationϕweist dieDWAdamitNachteilegegenüberderMembranauf,derenAuswirkungeneiner genauerenBetrachtungimGPU‐Prozessbedürfen. 4.8 IntegrationindieGPU Die zusätzlichen Abtrennungsanlagen DWA und Membran müssen in den GPU‐ Prozessintegriertwerden.DazusindverschiedeneAnsätzedenkbar(siehe Abbil‐ dung35): aufhohemDruckvorExpander1, aufmittleremDruckvorExpander2, aufniedrigemDruckvorExpander3. FüralleVariantengibtesVor‐undNachteilebezüglichderRandbedingungendes modelliertenGPU‐Prozesses.GravierendeÄnderungenfürdenGPU‐Prozesssollten durchdieIntegrationderzusätzlichenCO2‐Abtrennungvermiedenwerden,sodass ein Betrieb mit und ohne zusätzliche Abtrennungsanlage möglich ist. Gleichzeitig istesnotwendigdiezusätzlicheAbtrennungvorschädlichenEinflüssendesGPU‐ Prozesseszuschützen.DieseEinflüssekönnenzum BeispielDruckstößeausdem Rauchgasverdichter oder ungewollte Rückströmeffekte auf die Permeatseite bzw. indieimEvakuierungsbetriebbefindlichenBehälterderDWAsein.DieIntegration beihohemProzessdruck(HDinAbbildung35)hättedenVorteil,dassdieBaugröße der Membran bzw. der DWA aufgrund der größeren Triebkraft abnimmt (siehe Gleichung (4‐6) und Gleichung (4‐11)). Gleichzeitig sind bei hohem Druck aller‐ dingsHD‐Behälternotwendig,diedeutlichmehrKostenverursachenalsdieeigent‐ liche Membranfläche oder das Adsorptionsbett [143]. Das gesamte Druckverhält‐ nis zwischen Ventgas und Umgebung zu nutzen, ist nicht zu empfehlen, da selbst bei hohen Druckverhältnissen keine CO2‐Konzentration ϕ von über 96 Vol.‐% er‐ reichtwird(vgl. Abbildung30und Abbildung34)unddieAnsprücheandieFestig‐ keit der Membran steigen. Dadurch würde auch weniger Gas über die Expander 68 Modellbildung strömen und somit die Leistung der Expander gemindert. Wenn die CO2‐ KonzentrationdesindieGPUeintretendenRauchgasstromsnichtdurchdiegerin‐ gere CO2‐Konzentration ϕ im Produktstrom der zusätzlichen Abtrennungsanlage gemindertwerdensoll,isteineRezirkulationdeszusätzlichabgetrenntenCO2zum Rauchgasverdichternotwendig. Abbildung35: Extern gekühlte GPU mit verschiedenen Anordnungsmöglichkeiten derzusätzlichenAbtrennungsanlageimVentgaspfad Bei der Einbindung der zusätzlichen Abtrennungsanlage vor Expander 1 (siehe Abbildung35)istdasDruckverhältnisΠZusüberdenzusätzlichenAbtrennungspro‐ zess direkt abhängig vom Druck im zweiten Abtrenner. Um das Druckverhältnis ΠZusbeeinflussenzukönnen,wäresomitentwedereineDrosselungvorderzusätz‐ lichen Abtrennungsanlage oder im Permeat bzw. Produktgas notwendig. Dies gilt auch für eine Anordnung der zusätzlichen Abtrennungsanlage auf mittlerem Druckniveau(MDin Abbildung35).BeieinerAnordnungderzusätzlichenAbtren‐ nungsanlage auf hohem oder mittlerem Druckniveau wäreeine Rezirkulationdes 69 Modellbildung Produktstroms der zusätzlichen Abtrennungsanlage zwischen den einzelnen VerdichterstufendesRauchgasverdichtersnotwendig.DerPermeat‐bzw.Evakuie‐ rungsdruckwirddurchdieVerdichterstufe,diedasPermeatansaugt,vorgegeben. UmDruckstößeoderAusschiebendesRauchgasverdichtersinRichtungderzusätz‐ lichenAbtrennungsanlagezuvermeidensolltedurcheineDrosselaufderPermeat‐ bzw.ProduktgasseitederAbtrennungsanlagestetseinMindestdruckgewährleistet sein, um auch bei hohen Rauchgasverdichterdrücken ein Rückströmen ausschlie‐ ßenzukönnen(sieheAbbildung35). DieEinbindungaufniedrigemDruckniveau(NDin Abbildung35)vordemletzten Expander hat den Vorteil, dass der Permeat‐ bzw. Evakuierungsdruck durch den Ansaugdruck der ersten Verdichterstufe nahezu konstant gehalten werden kann. DieserwirddurchdenKraftwerksprozessvorgegeben.DerAnlagenteilzurzusätz‐ lichen Abtrennung wäre so bei Drucksteigerungen im Rauchgasverdichter vor Druckstößen geschützt. Im Folgenden werden die HD‐ und die ND‐Variante des zusätzlichenAbtrennungsprozessesuntersucht,umdieGrenzendesProzessesauf‐ zuzeigen. Die Temperatur am Eintritt in die zusätzliche Abtrennungsanlage wird durchdenWärmeübertragerderVentgasentspannungbei25°Cgehalten,umdiein Tabelle 6 und Tabelle 7 angegebenen Kenndaten nutzen zu können, da diese auf MessdatenbasierenundnurfürdieseTemperaturgelten. 70 5 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐ Abtrennung Die Ergebnisse der Einbindung einer zusätzlichen CO2‐Abtrennungsanlage sind sowohl für extern als auch intern gekühlte GPU‐Prozesse hinsichtlich der CO2‐ Konzentration ψ und derCO2‐Abtrennungsrate CCR vergleichbar. Indieser Arbeit wirdnurderexterngekühlteGPU‐Prozessbetrachtet.UntersuchtwirdderEinfluss der Rauchgasqualität am Eintritt in die GPU in Form einer Änderung des Falsch‐ lufteintragsindenvorangehendenKraftwerksprozess,derTemperaturamzweiten AbtrennerderGPU,desDruckverhältnissesΠZusüberdiezusätzlicheAbtrennungs‐ anlage und der Membranfläche A bzw. des Adsorptionsvolumens V auf den GPU‐ Prozess.DieProzessrandbedingungenderGPUsind,fallsnichtandersangegeben, einFalschlufteintragvon2%undeineTemperaturimzweitenAbtrennerderGPU von227K. 5.1 BaugrößeundtreibendesDruckgefälle Nachfolgend werden mit Hilfe einer Parametervariation die Auswirkungen der BaugrößederzusätzlichenAbtrennungsanlagenunddestreibendenDruckgefälles aufdenGPU‐Prozessuntersucht.DadasDruckniveaueinenEinflussaufdasVerhal‐ ten der zusätzlichen Abtrennung besitzt, wird jeweils eine Variation für den HD‐ unddenND‐BetriebderzusätzlichenAbtrennungsanlagedurchgeführt. 5.1.1 ZusätzlicheCO2‐AbtrennungsanlageimND‐Betrieb DieEinbindungderzusätzlichenAbtrennungsanlagevorderdrittenExpanderstufe derGPUerforderteineRezirkulationdeszusätzlichabgetrenntenCO2vordieerste StufedesRauchgasverdichters.DurchdieRezirkulationdesProduktesderzusätzli‐ chenAbtrennungsanlagezumEintrittdesRauchgasverdichtershatderzusätzliche 71 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung Abtrennungsprozess einen direkten Einfluss auf den Abtrennungsprozess I des GPU‐Prozesses (siehe Abbildung 35). In Abbildung 36 sind die CO2‐Konzentra‐ tionen im Pipelinestrom der GPU, im Ventgas sowie in den Produktströmen der MembranundderDWAdargestellt.DerPipelinestromderGPUgiltsowohlfürden Basisprozess als auch für eine GPU mit zusätzlicher Abtrennungsanlage. Die CO2‐ Konzentration im Ventgas nimmt mit steigendem Rauchgasverdichteraustritts‐ druckab,damitsteigendemProzessdruckmehrCO2inderGPUabgetrenntwird (sieheAbbildung24undAbbildung25). 1,0 0,9 CO2-Konzentration [-] 0,8 0,7 0,6 0,5 0,4 0,3 0,2 0,1 Pipeline Ventgas 0,0 20 25 30 Membranprodukt DWA-Produkt 35 40 45 50 55 60 Druck [bar] Abbildung36:CO2‐KonzentrationenderProduktströmederGPUinAbhängigkeitvomRauchgasverdichteraustrittsdruck Abbildung36: CO2‐Konzentrationen der Produktströme der GPU in Abhängigkeit vom Rauchgasverdichteraustrittsdruck; ΠZus = 4, A = 25000 m²; V = 2500m³ Die CO2‐Konzentration im Ventgas ist der Ausgangswert für die zusätzliche Ab‐ trennung durch Membran oder DWA. Dementsprechend fallen die CO2‐ Konzentrationen ϕ beider Abtrennungsprozesse mit der CO2‐Konzentration im Ventgas bei steigendem Rauchgasverdichteraustrittsdruck. Die Membran erzielt 72 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung dabei deutlich höhere CO2‐Konzentrationen ϕ im rezirkulierten Produktstrom als die DWA. Das Permeat der Membran erreicht je nach CO2‐Konzentration im Ventgas ein ϕ von 48‐81 Vol.‐%, die DWA liegt mit einem ϕ von 33 – 63 Vol.‐% deutlich darunter. Dies deckt sich mit den Ergebnissen für die Einzelprozesse in Abbildung30und Abbildung34.ZumErreichendergleichenCO2‐Abtrennungsrate CCRZusmussdaherbeiderDWAeingrößererMassenstromrezirkuliertwerdenals beiderMembran. Massenstrom nach RG-Verdichter [kg/s] 200 Basisprozess Membran DWA 190 180 170 160 150 140 130 120 20 25 30 35 40 45 50 55 60 Druck [bar] Abbildung37:MassenströmeamRauchgasverdichteraustrittinAbhängigkeitvomRauchgasverdichteraustrittsdruck Abbildung37: Massenströme am Rauchgasverdichteraustritt in Abhängigkeit vom Rauchgasverdichteraustrittsdruck;ΠZus=4,A=25000m²;V=2500 m³ Die Massenströme am Austritt des Rauchgasverdichters sind in Abbildung 37 in Abhängigkeit vom Rauchgasverdichteraustrittsdruck dargestellt. Durch die RezirkulationdesabgetrenntenCO2beiNutzungeinerzusätzlichenAbtrennungs‐ anlage steigt der Massenstrom im Rauchgasverdichter an. Dieser Anstieg nimmt mit abnehmendem Rauchgasverdichteraustrittsdruck zu. Der Massenstrom, der 73 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung rezirkuliert wird, ist für die DWA deutlich größer als für die Membran. Bei der Membran vergrößert sich der Massenstrom von 136 kg/s auf 144‐157 kg/s. Bei Nutzung einer DWA steigt der Massenstrom auf 157‐171 kg/s an. Auf die CO2‐ Konzentration ψ in der Pipeline hat dies bei konstantem Rauchgasverdichter‐ austrittsdruckkaumAuswirkungen(sieheAbbildung24).DieCO2‐Abtrennungsrate CCR des Abtrennungsprozesses I (vgl. Abbildung 35) wird jedoch durch die ab‐ nehmende CO2‐Konzentration des Rauchgases am Rauchgasverdichteraustritt ab‐ sinken, da diese durch den rezirkulierten Gasstrom von den zusätzlichen Abtren‐ nungsanlagengemindertwird.AlsFolgemussmehrCO2ausdemVentgasdurchdie zusätzliche Abtrennungsanlage (Abtrennungsprozess II in Abbildung 35) abge‐ trennt werden, um die Gesamtabtrennungsrate CCR auf einem hohen Niveau zu halten. 1.0 Ansteigende Baugröße 0.9 0.8 [-] 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.825 Permeat, A = 25000 m² Permeat, A = 5000 m² Spülgas, V = 2500 m³ Spülgas, V = 500 m³ 0.850 0.875 0.900 Permeat, A = 15000 m² Permeat, A = 500 m² Spülgas, V = 1500 m³ Spülgas, V = 50 m³ 0.925 0.950 0.975 1.000 CCR [-] Abbildung38:CO2‐KonzentrationϕinAbhängigkeitvonderGesamtabtrennungsrateCCRundderMembranflächeAbzw.DWA‐VolumenV Abbildung38: CO2‐Konzentration ϕ in Abhängigkeit von der Gesamtabtrennungs‐ rateCCRundderMembranflächeAbzw.demDWA‐VolumenV;ΠZus= 4; Punkte: Gesamtabtrennungsrate CCR, ab der eine Konzentration vonψ=96Vol.‐%unterschrittenwird 74 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung DieCO2‐KonzentrationψunddieCO2‐KonzentrationdesVentgasessindunabhän‐ gig von der CO2‐Konzentration ϕ. ϕ und die CO2‐Abtrennungsrate CCRZus hängen allerdings von der Größe der zusätzlichen Abtrennungsanlagen und dem Druck‐ verhältnisΠZusab.EineEinzelbetrachtungvonϕundCCRZusistausdiesemGrund nichtzielführend.InAbbildung38istdieCO2‐KonzentrationϕinAbhängigkeitvon der CO2‐Abtrennungsrate CCR des Gesamtprozesses dargestellt. Als zusätzliche Parameter wurden die Membranfläche A bzw. das Bettvolumen V variiert. Das Druckverhältnis ΠZus liegt bei 4. Die Anlagenbaugröße nimmt im Diagramm von links nach rechts zu. Die CO2‐Konzentration ϕ sinkt bei steigender CO2‐ AbtrennungsrateCCRab.DerVerlaufistbeizunehmenderAnlagenbaugrößestei‐ ler. Die Membran erzielt bei gleichem CCR stets ein höheres ϕ als die DWA. Der Vorteil der Membran gegenüber der DWA bezüglich der CO2‐Konzentration ϕ nimmtzuhohenCO2‐AbtrennungsratenCCRhinab.DerrezirkulierteMassenstrom steigt bei beiden zusätzlichen Abtrennungsprozessen mit steigendem CCR und steigender Anlagengröße an. Die eingetragenen Punkte kennzeichnen die CCR‐ Werte, ab denen die CO2‐Konzentration ψ unter 96 Vol.‐% sinkt. Höhere CO2‐ Abtrennungsraten CCR führen also zu einem Unterschreiten der Mindestreinheit imCO2‐ProduktstromdesGesamtprozesses.DieseKennzeichnungwirdindenfol‐ gendenAbbildungenbeibehalten. Unter den gewähltenRandbedingungen fürdas Druckverhältnis ΠZus und die Anlagenbaugröße A bzw. V lässt sich das maximale CCRinBezugaufdenBasisprozessalsoum6%‐Pkt.auf98%steigern(vgl.Tabelle 3).NebenderBaugrößederzusätzlichenAbtrennungsanlagehatauchdasDruck‐ verhältnis ΠZus einen Einfluss auf die CO2‐Konzentration ϕ und die CO2‐ AbtrennungsrateCCR. Abbildung 39 zeigt den Zusammenhang zwischen der CO2‐Abtrennungsrate CCR und derCO2‐Konzentration ϕ inAbhängigkeit von ΠZus.Die MembranflächeAbe‐ trägt25000m²unddasBettvolumenVbeträgt2500m³.FüralleVariantenfälltϕ mit steigendem CCR ab. Für beide Abtrennungsanlagen nimmt ϕ mit steigendem CCRab.DieMembranerzieltbeijeweilsgleichemΠZushöhereCO2‐Konzentrationen ϕalsdieDWA.BeisteigendemDruckverhältnisΠZusfälltϕmitzunehmendemCCR steilerab.BeideProzesseerzielenbeieinemΠZusvon2unterGewährleistungeiner CO2‐Konzentrationψvonüber96Vol.‐%nureinCCRvonmaximal93‐94%.Dies istnureinegeringeSteigerunggegenüberdemBasisprozess,obwohldieBaugröße 75 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung derzusätzlichenAbtrennungsanlagenrelativgroßgewähltist.EineSteigerungvon ΠZus auf 4 steigert CCR auf über 97 %. Eine weitere Anhebung von ΠZus auf 6 be‐ wirkteineSteigerungvonCCRaufüber99%.DieSteigerungvonCCRistsomitbei einemAnhebenvonΠZusvon4auf6geringeralsbeieinemAnhebenvon2auf4. 0.7 Ansteigendes Druckgefälle 0.6 [-] 0.5 Permeat, Zus=2 0.4 Permeat, Zus=4 Permeat, Zus=6 Spülgas Zus=2 0.3 Spülgas Zus=4 0.2 0.875 Spülgas Zus=6 0.900 0.925 0.950 0.975 1.000 CCR [-] Abbildung39:CO2‐KonzentrationϕinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRunddemDruckverhältnisΠZus Abbildung39: CO2‐Konzentration ϕ in Abhängigkeit von der CO2‐Abtrennungsrate CCRunddemDruckverhältnisΠZus;A=25000m²bzw.V=2500m³; Punkte:CCR,abdemψ=96Vol.‐%unterschrittenwird Eine weitere Steigerung von CCR ist möglich, führt allerdings zu sinkenden CO2‐ Konzentrationen ϕ, da bei sehr hohem CCR der Anteil der Unreinheiten, die mit demCO2rezirkuliertwerden,zunimmt(sieheAbbildung30undAbbildung34). Abbildung 38 und Abbildung 39 zeigen, dass es wichtig ist, den zusätzlichen Ab‐ trennungsprozess sowohl hinsichtlich des treibenden Druckgefälles als auch hin‐ sichtlichderBaugrößepassendauszulegen,dabeideGrößeneinengroßenEinfluss aufdenGPU‐Prozesshaben.DieCO2‐AbtrennungsrateCCRlässtsichmitHilfeder beiden zusätzlichen Abtrennungsprozesse auf deutlich höhere Werte steigern als 76 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung imBasisprozess.DabeikanndieCO2‐Konzentrationψaufüber96Vol.‐%gehalten werden,undgleichzeitigkönnenhöchsteCCR‐Wertevonüber99%erzieltwerden. Neben CCR und ψ ist auch der energetische Aufwand der GPU zu betrachten. In Abbildung37wurdegezeigt,dassderMassenstromdurchdiezusätzlicheAbtren‐ nungansteigt. Spez. Energiebedarf [kWh/tCO2] 170 Membran, A = 25000 m² Membran, A = 15000 m² Membran, A = 5000 m² Membran, A = 500 m² DWA, V = 2500 m³ DWA, V = 1500 m³ DWA, V = 500 m³ DWA, V = 50 m³ Basisprozess 165 160 155 150 145 Ansteigende Baugröße 140 135 130 125 0.850 0.875 0.900 0.925 0.950 0.975 1.000 CCR [-] Abbildung40:SpezifischerEnergiebedarfderGPUinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRundBaugrößedeszusätzlichenAbtrennungsprozesses Abbildung40:Spezifischer Energiebedarf der GPU in Abhängigkeit von der CO2‐ Abtrennungsrate CCR und der Baugröße des zusätzlichen Abtren‐ nungsprozesses;ΠZus=4;Punkte:CCR,abdemψ=96Vol.‐%unter‐ schrittenwird Da bei der Rezirkulation zum Eintritt des Rauchgasverdichters das gesamte rezirkulierteGasneuverdichtetwerdenmuss,steigtauchderspezifischeEnergie‐ bedarfan.InAbbildung40istderspezifischeEnergiebedarfderGPUinAbhängig‐ keit von CCR sowie der Größe der zusätzlichen Abtrennungsanlagen aufgetragen. DasDruckverhältnisΠZusbeträgt4.AlsVergleichistderspezifischeEnergiebedarf desBasisprozessesinderAbbildungmitdargestellt.DieVerläufezeigeneinähnli‐ ches Verhalten wie der Verlauf des Basisprozesses. Bei allen bildet sich ein Mini‐ 77 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung mumaus.DieabgedecktenBereichederCO2‐Abtrennungsratewerdenmitsteigen‐ der Baugröße der zusätzlichen Abtrennungsanlage kleiner. Der spezifische Ener‐ giebedarfweistdeutlicheUnterschiedezwischenDWAundMembranauf.Mitstei‐ gendemCCRsteigtderspezifischeEnergiebedarfderDWAdeutlicheranalsjener der Membran. Bei höchsten CO2‐Abtrennungsraten von über 98 % steigt er auf über140kWh/tCO2.DasentsprichteinemAnstiegum12%gegenüberdemBasis‐ prozess bei einer CO2‐Konzentration ψ von 96 Vol.‐% (rote Punkte). Bei Verwen‐ dungeinerMembranbeträgtderAnstiegdesspezifischenEnergiebedarfsbeieiner AnhebungvonCCRauf97,3%lediglich4%.BeikleinenBaugrößenderzusätzli‐ chenAbtrennungsanlagenistderUnterschiedzwischenDWAundMembrannicht groß. Die Punkte und Verläufe sind nahezu deckungsgleich. Bei einer Steigerung derAnlagenbaugrößewirdderUnterschiedzwischendemspezifischenEnergiebe‐ darfderMembranundderDWAbeikonstantemCCRundψgrößer. Zum Vergleich ist in Abbildung 41 der spezifische Energiebedarf in Abhängigkeit von der CO2‐Abtrennungsrate CCR und dem Druckverhältnis ΠZus dargestellt. Die BaugrößederzusätzlichenAbtrennungsanlageistmiteinerMembranflächeAvon 25000m²bzw.einemBettvolumenVvon2500m³festgelegt.DieVerläufezeigen ein Minimum, ähnlich dem Basisprozess. Der abgedeckte Bereich der CO2‐ Abtrennungsrate wird kleiner, wenn ΠZus angehoben wird. Bei steigendem ΠZus steigen für beide zusätzlichen Abtrennungsprozesse das CCR und der spezifische Energiebedarf an. Der spezifische Energiebedarf der DWA liegt bei hohen CCR deutlich über dem spezifischen Energiebedarf der Membran. Bei einem CCR von 99%undeinerCO2‐Konzentrationψvon96Vol.‐%steigtderspezifischeEnergie‐ bedarfbeiderDWAauf155kWh/tCO2undbeiderMembranauf136kWh/tCO2.Dies entsprichteinemAnstieggegenüberdemBasisprozessum21%beiderDWAbzw. um6,5%beiderMembran.DerVorteilderMembrangegenüberderDWAistmit dem deutlich niedrigeren ϕ der DWA zu begründen, wodurch der rezirkulierte Massenstrom bei der DWA größer ist als bei der Membran und somit auch mehr Gas im Rauchgasverdichter erneut verdichtet werden muss (siehe Abbildung 37). Die Einbindung der zusätzlichen Abtrennungsanlage auf niedrigem Prozessdruck erreichtsowohlfürdieVerwendungeinerDWAalsaucheinerMembranhoheCO2‐ Abtrennungsraten CCRbei gleichzeitig hohenCO2‐Konzentrationen ψ. Die Memb‐ ranweistjedochaufgrundderimVergleichzurDWAhöherenCO2‐Konzentrationϕ 78 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung einen geringeren zusätzlichen Energiebedarf als die DWA auf. Aus energetischer SichtistimND‐BetriebdieVerwendungeinerMembranalsodereinerDWAvorzu‐ ziehen,dadieProzessbedingungenbessermitdenMembraneigenschaftenverein‐ barsindalsmitdenEigenschaftenderDWA. Spez. Energiebedarf [kWh/tCO2] 170 Membran, Zus = 2 165 Membran, Zus = 4 160 Membran, Zus = 6 DWA, Zus = 2 155 DWA, Zus = 4 150 DWA, Zus = 6 145 Basisprozess Ansteigendes Druckgefälle 140 135 130 125 0.850 0.875 0.900 0.925 0.950 0.975 1.000 CCR [-] Abbildung41:SpezifischerEnergiebedarfderGPUinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRundvomDruckverhältnisΠZus Abbildung41: Spezifischer Energiebedarf der GPU in Abhängigkeit von der CO2‐ Abtrennungsrate CCR und vom Druckverhältnis ΠZus; A = 25000 m² bzw.V=2500m³;Punkte:CCR,abdemψ=96Vol.‐%unterschritten wird 5.1.2 ZusätzlicheCO2‐AbtrennungsanlageimHD‐Betrieb WirddiezusätzlicheAbtrennungsanlageimHD‐BetriebvordererstenExpander‐ stufe der GPU vorgesehen, ergeben sich verschiedene Möglichkeiten zur Rezirkulation des abgetrennten Gasstroms. Je nach Druckverhältnis ΠZus hat das abgetrennteGaseinDruckniveau,aufdemesvoreinederStufendessechsstufigen Rauchgasverdichters(sieheAbbildung22)rezirkuliertwerdenkann.WieinKapitel 79 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung 4.8 beschrieben, ist im HD‐Betrieb der Eintrittsdruck in die zusätzliche Abtren‐ nungsanlagedirektabhängigvomAustrittsdruckdesRauchgasverdichters.Gleich‐ zeitighängtderAustrittsdruckausderzusätzlichenAbtrennungsanlagedirektvom Eintrittsdruck der Rauchgasverdichterstufe, vor die der abgetrennte Gasstrom rezirkuliertwird,ab.UmRückströmeffekteundDruckstößevomRauchgasverdich‐ ter auf die zusätzliche Abtrennungsanlage zu vermeiden, sollte der abgetrennte GasstrommiteinerDrosselungversehenwerden(siehe Abbildung 35).Diesführt zu geringen Verlusten, wenn der Druck vor der entsprechenden Verdichterstufe niedrigeristalsderdurchdasVentileinzuhaltendeAustrittsdruckderzusätzlichen Abtrennungsanlage.DerBetriebwirddadurchstabilerundunabhängigervonÄn‐ derungenimAbtrennungsprozessIderGPU(vgl. Abbildung35).Dieuntersuchten BaugrößenderzusätzlichenAbtrennungsanlagensindkleineralsinKapitel5.1.1, da bei hohem Druck der Volumenstrom bei gleichem Massenstrom abnimmt und die gewünschte CO2‐Abtrennungsrate CCRZus schon bei kleineren Baugrößen er‐ reichtwerdenkann.GleichzeitigistfürdieMembrandiediesichausderDruckdif‐ ferenzergebendeTriebkrafthöher(sieheGleichung(4‐6)). ImGegensatzzuKapitel5.1.1machtdieDefinitioneineskonstantenDruckverhält‐ nissesΠZushierkeinenSinn,daesvomRauchgasverdichteraustrittsdruckabhängig ist.EswerdendeshalbverschiedeneAustrittsdrückepAusderzusätzlichenAbtren‐ nungsanlage untersucht, die über eine Drosselung des abgetrennten Gasstroms eingehaltenwerden.DieseentsprechenjeweilsderRezirkulationvoreinederStu‐ fendesRauchgasverdichters: Die erste Stufe entspricht einem pAus von 1,15 bar, da dieser Druck durch dasKraftwerkvorgegebenwird, diedritteStufeentsprichteinempAusvon4bar,daderEintrittsdruckdieser StufeimbetrachtetenDruckbereichunter4barliegt, dievierteStufeentsprichteinempAusvon8bar,daderEintrittsdruckdieser StufeimbetrachtetenDruckbereichunter8barliegt. In Abbildung 42 ist die CO2‐Konzentration ϕ in Abhängigkeit von der CO2‐ AbtrennungsrateCCRundderBaugrößederzusätzlichenAbtrennungsanlagedar‐ gestellt. Der Austrittsdruck des abgetrennten CO2 aus der zusätzlichen Abtren‐ nungsanlagepAusliegtbei8bar.MitsteigenderBaugrößesteigtCCRbeikonstanter 80 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung CO2‐Konzentration ψ von 96 Vol.‐% an (vgl. rote Markierungen in Abbildung 42), während ϕ abfällt. Die Membran zeigt hier eine größere Abhängigkeit des ϕ von derBaugrößealsdieDWA.BeiderDWAistϕbeigleichemCCRnahezuunabhängig von der Baugröße. Das ist darin begründet, dass die Selektivität der Adsorption druckabhängigist(sieheAbbildung15). 1,0 0,9 0,8 [-] 0,7 Ansteigende Baugröße 0,6 0,5 0,4 0,3 0,2 0,825 Membran, A = 2500 m² Membran, A = 500 m² DWA, V = 250 m³ DWA, V = 50 m³ Membran, A = 1500 m² Membran, A = 50 m² DWA, V = 150 m³ DWA, V = 5 m³ 0,850 0,925 0,875 0,900 0,950 0,975 1,000 CCR [-] Abbildung42:CO2‐KonzentrationϕinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRundderBaugrößederzusätzlichenAbtrennanlage Abbildung42: CO2‐Konzentration ϕ in Abhängigkeit von der CO2‐Abtrennungsrate CCR und der Baugröße der zusätzlichen Abtrennungsanlage; pAus = 8bar;Punkte:CCR,abdemψ=96Vol.‐%unterschrittenwird Wenn der Evakuierungsdruck, wie in dieser Betrachtung, mit 8 bar konstant ist undderAdsorptionsdrucksteigt(entsprichtsteigendemCCR),sinktdieSelektivi‐ tät zwischen CO2 und den anderen Unreinheiten ab. Infolgedessen sinkt die CO2‐ Konzentration ϕ des DWA‐Produktstromes gegenüber der ND‐Variante ab. Der EinflussderBaugrößeaufdaserzielbareCCRlässtsichdurchdieMarkierungenin Abbildung 42 erkennen. Die CO2‐Abtrennungsrate CCR bei konstanter CO2‐ KonzentrationψsteigtmitsteigenderBaugrößean.DurchdiegesunkeneSelektivi‐ 81 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung tät der DWA wäre allerdings im Verhältnis zur ND‐Variante eine größere Steige‐ rung des Bauvolumens V notwendig, um die gleiche Erhöhung von CCR wie bei NutzungeinerMembranzuerreichen.DieMembranzeigteinumgekehrtesVerhal‐ tenderCO2‐KonzentrationϕgegenüberCCRalsimND‐Betrieb,daϕbeikonstan‐ temCCRmitzunehmenderMembranflächeAabnimmt(vgl.Abbildung38).Diesist aufdieRandbedingungeineskonstantenpAusanstelleeineskonstantenDruckver‐ hältnisses ΠZus zurückzuführen. Bei der ND‐Variante mit einem konstanten ΠZus bedeuteteineAnhebungderMembranflächeAbeikonstantemCCR,dassderAus‐ trittsdruckdesRauchgasverdichtersunddamitdesVentgasesgeringerseinmuss. Dadurch erhöht sich die CO2‐Konzentration im Ventgas und damit auch die CO2‐ KonzentrationϕdesPermeats.BeiderHD‐VariantemiteinemkonstantenpAushin‐ gegenbedeuteteineSteigerungderMembranflächebeikonstantemCCReineSen‐ kung des Feeddrucks der Membran, da der Rauchgasverdichteraustrittsdruck sinkt.DiebeidenEffektewirkengegenläufig,wobeiderEffektdessinkendenEin‐ trittsdrucks überwiegt. Dadurch sinkt bei der gewählten HD‐Einbindung der Membran die CO2‐Konzentrationϕ mit steigender MembranflächeA bei konstan‐ temCCRab.DieCO2‐AbtrennungsrateCCRbeiminimalemψvon96Vol.‐%steigt bei Vergrößerung von A an (ähnlich wie bei der ND‐Variante), da die Selektivität unabhängigvomDruckangenommenwird[63]. Der Einfluss von pAus auf dieCO2‐Konzentration ϕ ist inAbhängigkeit von CCR in Abbildung 43 dargestellt. Die Membranfläche A beträgt 2500 m² und das DWA‐ Bettvolumen V beträgt 250 m³, sodass CCR auf ähnlichem Niveau wie im ND‐ Betriebliegt.BeihöheremCCRsinktdieCO2‐KonzentrationψunterdieseGrenze. DieVerläufezeigenalleeinfallendesϕmitsteigendemCCR.JekleinerpAusist,um‐ sohöheristdieCO2‐KonzentrationϕbeikonstantemCCR.Diesgiltsowohlfürdie DWAundalsauchfürdieMembran.FürbeidezusätzlichenAbtrennungsprozesse steigtdasmaximaleCCRunddaszugehörigeϕmitsinkendemAustrittsdruckpAus. DieMembranweistdeutlichhöhereϕ‐WertebeikonstanterCO2‐Abtrennungsrate CCR und konstantem Austrittsdruck pAus auf als die DWA. Der Unterschied ist im HD‐BetriebnochdeutlicheralsimND‐Betrieb(vgl.Abbildung39).Diesistwieder mit der Abhängigkeit der Selektivität des Adsorbens vom absoluten Druckniveau zu begründen (siehe Abbildung 15). Trotz der gleichen relativen Änderungen der BaugrößezeigtdieMembranimHD‐BetriebeindeutlichbesseresTrennverhalten. 82 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung BeiHD‐BetriebermöglichtdieMembranhöhereCO2‐Konzentrationenϕbeihöhe‐ remCCRalsdieDWA.DasgeringeϕführtbeikonstantemCCR,wieschonbeider ND‐Variante,zueinemgrößerenrezirkuliertenMassenstromderDWA.InderHD‐ VariantemussdieserGasstromzwarnurteilweiseneuverdichtetwerden,dennoch führtdieszuVerlusten.ZusätzlichkönnendiemitdemCO2abgetrenntenUnrein‐ heitennichtmehrinderVentgasentspannungstromabwärtsderzusätzlichenAb‐ trennungzurEnergierückgewinnunggenutztwerden(vgl.Abbildung35). 1,0 Ansteigendes Druckgefälle 0,9 0,8 [-] 0,7 0,6 0,5 0,4 0,3 0,2 0,875 Membran, pAus = 8 bar Membran, pAus = 4 bar Membran, pAus = 1,15 bar DWA, pAus = 8 bar DWA, pAus = 4 bar DWA, pAus = 1,15 bar 0,900 0,925 0,950 0,975 1,000 CCR [-] Abbildung43:CO2‐KonzentrationϕinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRunddemAustrittsdruckpAus Abbildung43: CO2‐Konzentration ϕ in Abhängigkeit von der CO2‐Abtrennungsrate CCRunddemAustrittsdruckpAus;A=2500m²;V=250m³;Punkte: CCR,abdemψ=96Vol.‐%unterschrittenwird DadurchnehmenderabsoluteundderspezifischeEnergiebedarfderGPUzu.Die Trenneigenschaften der Membran sind also auch im HD‐Betrieb denen der DWA überlegen. Der spezifische Energiebedarf der GPU mit zusätzlicher CO2‐ Abtrennungsanlage als HD‐Variante ist in Abbildung 44 in Abhängigkeit von der CO2‐AbtrennungsrateCCRundderMembranflächeAbzw.desDWA‐Bettvolumens 83 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung V dargestellt. Der Austrittsdruck pAus beträgt 8 bar. Die Verläufe bilden wie beim spezifischenEnergiebedarfdesBasisprozesseseinMinimumaus.DieVerwendung einerMembranergibtbeikonstantemCCReinengeringerenspezifischenEnergie‐ bedarfalsdieVerwendungeinerDWA.DerUnterschiedzwischendenbeidenAb‐ trennungsartennimmtmitsteigendemCCRzu. Membran, A = 2500 m² Membran, A = 500 m² Basisprozess DWA , V =150 m³ Spez. Energiebedarf [kWh/tCO2] 144 142 Membran, A = 1500 m² Membran, A = 50 m² DWA, V = 250 m³ DWA, V = 50 m³ 140 138 Ansteigende Baugröße 136 134 132 130 128 126 0,850 0,875 0,900 0,925 0,950 0,975 1,000 CCR [-] Abbildung44:SpezifischerEnergiebedarfderGPUinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRundderBaugrößedeszusätzlichenAbtrennungsprozesses Abbildung44:Spezifischer Energiebedarf der GPU in Abhängigkeit von der CO2‐ Abtrennungsrate CCR und der Baugröße des zusätzlichen Abtren‐ nungsprozesses;pAus=8bar;Punkte:CCR,abdemψ=96Vol.‐%un‐ terschrittenwird DiePunktefürdasMindest‐ψvon96Vol.‐%zeigen,dassdieGPUmitMembranbei konstantem ψ einen geringeren spezifischen Energiebedarf hat als die GPU mit DWAundderBasisprozess.DiePunktezeigenweiterhin,dassbeiVerwendungei‐ ner DWA und einem konstanten ψ die CO2‐Abtrennungsrate CCR nur geringfügig ansteigt. Bei Verwendung der Membran ergibt sich eine deutlich größere Steige‐ rungvonCCR.DerspezifischeEnergiebedarfderDWAliegtbeieinemkonstantenψ von96Vol.‐%undeinerBehältergrößevonV=250m³um3,6%überdemspezifi‐ 84 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung schen Energiebedarf des Basisprozesses. Das CCR steigt dabei von 91,9 % auf 94,2%an.DieGPUmitMembranhingegenerreichtbeieinemψvon96Vol.‐%eine Verbesserung des spezifischen Energiebedarfs gegenüber dem Basisprozess. Erst abeinerMembrangrößevon1500m²liegtderspezifischeEnergiebedarfüberdem des Basisprozesses. CCR steigt bei einer Membranfläche von A = 2500 m² von 91,9%imBasisprozessauf97,3%.DerUnterschiedzwischenDWAundMembran decktsichmitdenErgebnissen ausAbbildung41undAbbildung42.DieMembran weistdeutlichbessereTrenneigenschaftenimHD‐BetriebaufalsdieDWA. Spez. Energiebedarf [kWh/tCO2] 160 155 Membran, pAus = 8 bar Membran, pAus = 4 bar Membran, pAus = 1,15 bar DWA, pAus = 8 bar DWA, pAus = 4 bar DWA, pAus = 1,15 bar Basisprozess 150 Ansteigendes Druckgefälle 145 140 135 130 125 0,850 0,875 0,900 0,925 0,950 0,975 1,000 CCR [-] Abbildung45:SpezifischerEnergiebedarfderGPUinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRunddemAustrittsdruckpAus Abbildung45: Spezifischer Energiebedarf der GPU in Abhängigkeit von der CO2‐ AbtrennungsrateCCRunddemAustrittsdruckpAus;A=2500m²;V= 250m³;Punkte:CCR,abdemψ=96Vol.‐%unterschrittenwird Der spezifische Energiebedarf der GPU mit HD‐Einbindung der zusätzlichen Ab‐ trennungsanlageunterVariationdesAustrittsdrucksausderzusätzlichenAbtren‐ nungsanlagepAusistinAbbildung45aufgetragen.DieBaugrößeliegtkonstantbeiA = 2500 m² bzw. V = 250 m³. Die Verläufe bilden alle Minima aus. Bei einem kon‐ 85 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung stantenψvon96Vol.‐%undeinemabnehmendenpAussteigtderspezifischeEner‐ giebedarffüralleGraphenan.WieinAbbildung44ergebensicherneutVorteilefür dieMembrangegenüberderDWA.DerAnstiegdesspezifischenEnergiebedarfsmit fallendem pAus bei Verwendung einer DWA ist vergleichbar mit dem Anstieg, der sichbeieinerVergrößerungdesDWA‐BettvolumensVergibt(siehe Abbildung44). GegenüberdemBasisprozesssteigtderspezifischeEnergiebedarfbeiNutzungei‐ ner DWA – bei einer Steigerung von CCR um 5,5 %‐Pkt. – um 10,5 % an. Bei der MembranergebensichgeringereÄnderungendesspezifischenEnergiebedarfsbei größeren Steigerungen von CCR. Nur bei höchsten CO2‐Abtrennungsraten CCR steigtderspezifischeEnergiebedarfstärkeran.Dasistsowohlmiteinemerhöhten rezirkuliertenMassenstrom(sieheKapitel5.1.1)beihohemCCRalsauchmiteiner größerenEntspannungdesGasesüberdieMembranzuerklären.AlsFolgekannin den Expandern der GPU stromabwärts derMembranweniger Leistung zurückge‐ wonnen werden, und es muss mehr Verdichtungsleistung nach der Rezirkulation aufgebrachtwerden.BeieinerSteigerungvonCCRauf99%(pAus=4bar)nimmt der spezifische Energiebedarf bei Verwendung einer Membran gegenüber dem Basisprozessnurum2,5%zu.MitderMembranergebensichsomitnichtnurbes‐ sereTrenneigenschaftenimHinblickaufdasCCRunddieCO2‐Konzentrationϕals beiderDWA,sondernaucheingeringererspezifischerEnergiebedarf.DerVorteil derMembrangegenüberderDWAfürdenhieruntersuchtenTrennprozessistda‐ mitdeutlicheralsimND‐Betrieb. 5.2 EinflussvonFalschluftundderTemperatur Neben der Größe der zusätzlichen Abtrennungsanlage V bzw. A und dem Druck‐ verhältnisΠZushabenauchdieTemperaturimzweitenAbtrennerunddieQualität desRauchgasesamEintrittindieGPUeinenEinflussaufdieGPUmitzusätzlicher CO2‐Abtrennungsanlage.DainKapitel5.1deutlichwurde,dassdieMembrandeut‐ lichbessereTrenneigenschaftenbesitztalsdieDWA,wirdindiesemKapitelnurdie Membran betrachtet,. Eine niedrige Temperatur im zweiten Abtrenner (siehe Ab‐ bildung 25) und eine hohe Qualität des Rauchgases, also ein niedriger Falschluft‐ eintrag (siehe Abbildung 24), ermöglichen hohe CO2‐Abtrennungsraten CCR bei konstanterCO2‐Konzentrationψvon96Vol.‐%.FüreineGPUmitMembranalszu‐ sätzlicher Abtrennungsanlage im HD‐Betrieb ist der spezifische Energiebedarf in 86 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung AbhängigkeitvonCCRundvomFalschlufteintraginAbbildung46dargestellt.Zum VergleichistderspezifischeEnergiebedarfdesBasisprozessesdargestellt.Andie‐ serStellewirdnurdieMembranimHD‐Betriebbetrachtet,dieErgebnissejedoch sindqualitativauchfüreineMembranimND‐Betriebgültig. 160 Spez. Energiebedarf [kWh/tCO2] 155 150 Ansteigende Falschluftmenge 145 140 135 130 125 120 115 110 0,800 Membran, 2 % FL Membran, 6 % FL Basisprozess, 4 % FL 0,825 0,850 0,875 0,900 Membran, 4 % FL Basisprozess, 2 % FL Basisprozess,6 % FL 0,925 0,950 0,975 1,000 CCR [-] Abbildung46:SpezifischerEnergiebedarfderGPUmitMembranimHD‐BetriebinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRunddesFalschlufteintragsindenProzess Abbildung46: SpezifischerEnergiebedarf der GPUmitMembranimHD‐Betriebin Abhängigkeit von der CO2‐Abtrennungsrate CCR und des Falschluft‐ eintrags in den Prozess; A = 2500 m²; pAus = 8 bar; Punkte: CCR, ab demψ=96Vol.‐%unterschrittenwird DieMembranflächeAliegtbei2500m²undderAustrittsdruckpAusbei8bar.Der Falschlufteintragwurdezwischen2und6%variiert.MitsteigendemFalschluftein‐ tragsteigtderspezifischeEnergiebedarfbeigleichemCCRan.AlleVariantenbilden ein Minimum aus. Bei konstantem ψ (z. B. 96 Vol.‐%) steigt CCR bei zusätzlicher Abtrennung mit der Membran gegenüber dem Basisprozess an. Der spezifische Energiebedarf verändert sich gegenüber dem Basisprozess ebenfalls. Bei 2 % Falschlufteintragsteigterbeieinemψvon96Vol.‐%leichtimVergleichzum Ba‐ sisprozessan.BeieinemFalschlufteintragvon4%und6%liegterunterdemspe‐ 87 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung zifischenEnergiebedarfdesBasisprozessesmitgleichemFalschlufteintrag.Diesist mit dem stark abfallenden CCR im Basisprozess zu begründen. Bei hohen Falsch‐ luftmengen im Rauchgas bleibt bei gleichemProzessdruck ein größererAnteil an CO2imVentgas,daCCRmitsteigendemFalschluftanteilabnimmt(siehe Abbildung 24).DieseerhöhteCO2‐KonzentrationimVentgaswirktsichpositivaufdenzusätz‐ lichen Abtrennungsprozess aus und steigert die zusätzliche CO2‐Abtrennungsrate CCRZus. Dadurch kann der spezifische Energiebedarf der GPU gegenüber dem Ba‐ sisprozess gesenkt werden. Bei 6 % Falschlufteintrag kann das CCR, welches im Basisprozessbeieinemψvon96Vol.‐%bei83,3%liegt,durchdieNutzungeiner Membranauf90,6%gesteigertwerden.DasCCRkannalsobeikonstantemψund ohneNachteilefürdenspezifischenEnergiebedarfdurchdenEinsatzeinerMemb‐ ran deutlich gesteigert werden. Bei hohen Falschluftmengen im Rauchgas ergibt sich sogar ein Vorteil für den spezifischen Energiebedarf durch die Verwendung derMembran. Der Einfluss der Temperatur im zweitenAbtrenner aufdie GPU mit Membranim HD‐Betrieb ist in Abbildung 47 dargestellt. Die Abbildung zeigt den spezifischen Energiebedarf in Abhängigkeit von der CO2‐Abtrennungsrate CCR und von der TemperaturimzweitenAbtrenner.DieFlächeAderMembranbeträgt2500m²und der Austrittsdruck des abgetrennten Gases aus der Membran pAus beträgt 8 bar. Zum Vergleich ist für alle Temperaturen der spezifische Energiebedarf des Basis‐ prozessesdargestellt.DerBasisprozesszeigteinedeutlicheSteigerungvonCCRbei sinkenderTemperaturimzweitenAbtrenner.DerspezifischeEnergiebedarfbleibt dabeinahezukonstant.BeiVerwendungeinerMembranimHD‐BetriebsteigtCCR gegenüberdemBasisprozessfürallebetrachtetenTemperaturendeutlichan.Der spezifische Energiebedarf erhöht sich gegenüber dem Basisprozess geringfügig. DerAnstiegistbei233Kgeringeralsbei223K.ImGegensatzzumBasisprozessist dieSteigerungvonCCR,diedurcheineAbsenkungderTemperaturerreichtwerden kann,beieinerGPUmitMembrangeringer.DieTemperaturimzweitenAbtrenner istbeiNutzungeinerMembransomitfürCCRunddenspezifischenEnergiebedarf weniger entscheidend als der Falschlufteintrag. Ein geringes, durch eine höhere TemperaturimzweitenAbtrennerverursachtesCCRimGrundprozesskanndurch den Einsatz einer Membran ausgeglichen werden. Das liegt an der höheren CO2‐ KonzentrationimVentgasbeisteigendenTemperaturenimzweitenAbtrenner.Bei 88 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung einerAnhebungderTemperaturvon223Kauf233KsteigtdieCO2‐Konzentration imVentgasbeisonstgleichenProzessbedingungenvon25,5Vol.‐%auf35,7%Vol.‐ %an. Spez. Energiebedarf [kWh/tCO2] 140 135 130 Absinkende Temperatur 125 120 0,825 Membran, T = 223 K Membran, T = 233 K Basisprozess, T = 227 K 0,850 0,875 0,900 Membran, T = 227 K Basisprozess, T = 223 K Basisprozess, T = 233 K 0,925 0,950 0,975 1,000 CCR [-] Abbildung47:SpezifischerEnergiebedarfderGPUmitMembranimHD‐BetriebinAbhängigkeitvonderAbtrennungsrateCCRundderTemperaturimzweitenAbtrenner Abbildung47: SpezifischerEnergiebedarf der GPUmitMembranimHD‐Betriebin AbhängigkeitvonderCO2‐AbtrennungsrateCCRundderTemperatur imzweitenAbtrenner;A=2500m²;pAus=8bar;FL=2%;Punkte: CCR,abdemψ=96Vol.‐%unterschrittenwird DadurchergibtsicheinhöherestreibendesPartialdruckgefälleüberdieMembran unddamiteinebessereCO2‐AbtrennungsrateundeinehöhereCO2‐Konzentration ϕ(siehe Abbildung29und Abbildung30).DieTemperatursolltenichtzuweitan‐ gehoben werden, um mit dem GPU‐Prozess auch ohne Membran ein akzeptables CCRzuerreichen. 89 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung 5.3 AuswirkungenaufdenGesamtprozess Die Rückwirkungen einer Änderung in der am Ende des Gesamtprozesses ange‐ ordnetenGPUaufdenBruttowirkungsgraddesGesamtprozessesbeschränkensich auf den Regenerationsbedarf des Molsiebs. Der elektrische Eigenbedarf der GPU und der zusätzliche Bedarf der Kühlwasserpumpen haben ausschließlich Auswir‐ kungen auf den Nettowirkungsgrad. Die Auswirkungen einer zusätzlichen CO2‐ AbtrennungsanlageaufdenNettowirkungsgraddesOxyfuel‐KraftwerksηNsindin Abbildung 48 in Abhängigkeit von CCR für eine zusätzliche CO2‐Abtrennung mit DWAbzw.mitMembranimHD‐undND‐Betriebdargestellt. 36,6 2 36,4 2 8 bar 8 bar 36,2 4 bar 4 bar 4 [%] 36,0 6 Ansteigendes Druckgefälle 1,15 bar 1,15 bar 4 35,8 Membran, HD, pAus 35,6 DWA, HD, pAus 35,4 Basisprozess Membran, ND, Zus 35,2 35,0 0,90 6 DWA, ND, Zus 0,92 0,94 0,96 0,98 1,00 CCR [-] Abbildung48: NettowirkungsgraddesOxyfuel‐KraftwerksinAbhängigkeitvonder CO2‐AbtrennungsrateCCRfürverschiedeneΠZusundpAus VariiertwurdebeidenHD‐VariantenpAusundbeidenND‐VariantenΠZus.ZumVer‐ gleich wurde der Basisprozess mit einem ηN von 36,61 % eingetragen. Für alle WertewurdederFalschluftgehaltdeseintretendenRauchgasesauf2%,dieTem‐ 90 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung peratur im zweiten Abtrenner der GPU auf 227 K und die CO2‐Konzentration im Pipelinestromψauf96Vol.‐%festgelegt.DieMembranflächeAliegtbei25000m² fürdieND‐Membranundbei2500m²fürdieHD‐Membran.DasDWA‐Bettvolumen Vliegtbei2500m³fürdieND‐Varianteundbei250m³dieHD‐Variante.Mitgröße‐ rem treibenden Partialdruckgefälle für die zusätzliche Abtrennung steigt für alle VariantenCCRanundηNsinktimVergleichzumBasisprozessab.Dieverschiede‐ nenηNzeigenwiebereitsinKapitel5.1.1undKapitel5.1.2Vorteilefürdiezusätzli‐ che Verwendung einer Membran gegenüber der zusätzlichen Verwendung einer DWA. Bei einer zusätzlichenAbtrennungimHD‐Betrieb und pAus von 8 bar errei‐ chensowohldieMembranalsauchdieDWAeinähnlichesηNvon36,3%.DieCO2‐ Abtrennungsrate CCR mit Membran liegt allerdings bei 97,3 % wohingegen jene mitDWAnur94,2%erreicht.BeieinemDruckverhältnisΠZusimND‐Betriebvon6 erreichen beide Abtrennungsarten ein ähnliches CCR von 99,2 %. Der Nettowir‐ kungsgradηNliegtbeiVerwendungderMembranallerdingsum0,7%‐Pkt.höher alsbeiVerwendungderDWA.DieindenvorangegangenenKapitelndargestellten Zusammenhängezeigenhiernochmaldeutlich,dassdieMembranunterdenange‐ gebenen Randbedingungen besser geeignet ist, um die CO2‐Abtrennungsrate CCR des Oxyfuel‐Kraftwerks zu steigern. Die zusätzlichen Verluste bei ηN gegenüber dem Basisprozess bei einer Steigerung von CCR auf 99,2 % sind mit maximal 0,6%‐Pkt.beiderMembrandeutlichgeringeralsbeiderDWAmitmaximal1,3%‐ Pkt.DieHD‐VariantederMembranhatgegenüberderND‐VarianteVorteile. DerEinflussderBaugrößederzusätzlichenAbtrennungsanlageaufdenNettowir‐ kungsgradηNistinAbhängigkeitvonCCRin Abbildung49dargestellt.Diezusätzli‐ che Abtrennungsanlage wurde im HD‐ und ND‐Betrieb für verschiedene Baugrö‐ ßen untersucht. Die Baugrößen wurden im ND‐Fall mit einer Membranfläche A zwischen500m²und25000m²bzw.miteinemDWA‐BettvolumenVzwischen50 m³und2500m³variiert.ImHD‐FallwirdAzwischen50m²und2500m²undV zwischen5m³und250m³verändert.DasDruckverhältnisΠZusbeträgtimND‐Fall konstant6undderAustrittsdruckausderzusätzlichenAbtrennungsanlagepAusim HD‐Fall konstant 1,15 bar. Die CO2‐Konzentration ψ liegt konstant bei 96 Vol.‐%. MitsteigenderBaugrößenimmtCCRzuundηNab.DieVerwendungderDWAzeigt, wieauchbeiderVariationdestreibendenDruckgefälles,höherezusätzlicheVerlus‐ tebeiηNalsdieVerwendungderMembran.Diesistaufdengrößerenrezirkulierten 91 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung Massenstrom bei gleichem CCR zurückzuführen (siehe Abbildung 37), der im Rauchgasverdichter erneut verdichtet werden muss. Der zusätzliche Wirkungs‐ gradverlustgegenüberdemBasisprozesssteigtbeiderDWAauf1,3%‐Pkt.beidem höchsten CCR‐Wert von 99,3 %. Die Membran hat deutlich geringere zusätzliche Wirkungsgradverluste gegenüber dem Basisprozess. Für die ND‐Variante beträgt derzusätzlicheWirkungsgradverlust0,6%‐Pkt.beieinemCCRvon99,2%.Beider HD‐Variante liegt der zusätzliche Verlust ebenfalls bei 0,6 %‐Pkt. bei einem CCR von 99,8 %. Die Ergebnisse aus Abbildung 48 und Abbildung 49 zeigen, dass mit beiden zusätzlichen Abtrennungsanlagen höchste CCR von bis zu 99,8 % erreicht werdenkönnen. 36,6 5 m³ 50 m² 500 m² 50 m³ 36,4 50 m³ 5000 m² 500 m² 500 m³ 36,2 150 m³ 1500 m² 25000 m² 36,0 [%] 15000 m² 250 m³ 35,8 Ansteigende Baugröße 2500 m² 1500 m³ 35,6 35,4 35,2 35,0 0,90 Membran, HD, A DWA, HD, V Basisprozess Membran, ND, A DWA, ND, V 0,92 2500 m³ 0,94 0,96 0,98 1,00 CCR [-] Abbildung 49: Nettowirkungsgrad des Oxyfuel‐Kraftwerks in Abhängigkeit von der CO2‐Abtrennungsrate CCR für verschiedene Membranflächen A und DWA‐BettvolumenV DieMembranhataufgrundderhöherenCO2‐KonzentrationϕenergetischeVorteile gegenüberderDWA.DerUnterschieddesNettowirkungsgradeskannbeikonstan‐ 92 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung tem CCR bis zu 0,7 %‐Pkt. betragen. Aus energetischer Sicht ist bei Verwendung einer Membran der HD‐Betrieb gegenüber dem ND‐Betrieb vorzuziehen. Die Un‐ terschiedesindallerdingsmitmaximal0,1%‐Pkt.nichtbesondershoch.Hierkön‐ nenbetriebstechnischeGründewieBelastungderMembran,VerschleißundInves‐ titionskostenausschlaggebendfürdieEntscheidungsein.BeihohenDrückenkann zwar die Membranfläche deutlich verkleinert werden, allerdings können die Kos‐ ten für die notwendigen Druckbehälter ansteigen. Neben der Baugröße und dem treibendenPartialdruckgefälleüberdieMembranführenaucheineÄnderungder Temperatur im zweiten Abtrenner oder eine Änderung des Falschlufteintrags in denProzesszueinerBeeinflussungvonCCRundηN.FüreineVariationdesFalsch‐ lufteinbruchsindenProzesssinddieErgebnissein Abbildung50dargestellt.Auf‐ grundderdeutlichbesserenTrenneigenschaftenderMembranwirddieDWAhier nichtweiterbetrachtet. 36,7 2% 36,6 36,5 4% Ansteigende Falschluftmenge 36,4 6% [%] 36,3 2% 36,2 4% 36,1 6% 36,0 35,9 35,8 35,7 0,80 Membran, HD, FL Membran, ND, FL Basisprozess 0,82 0,84 0,86 0,88 0,90 0,92 0,94 0,96 0,98 1,00 CCR [-] Abbildung50: NettowirkungsgraddesOxyfuel‐KraftwerksinAbhängigkeitvonder CO2‐Abtrennungsrate CCR für verschiedene Falschlufteinbrüche in denKraftwerksprozess 93 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung DieMembranwurdefürND‐undHD‐Betriebuntersucht.FürdieND‐Varianteliegt dieMembranflächeAbei25000m²unddasDruckverhältnisΠZusbei4.FürdieHD‐ VarianteliegtAbei2500m²undderAustrittsdruckpAusbei8bar.FürallePunkte liegtdieCO2‐Konzentrationψbei96Vol.‐%. GegenüberdemBasisprozessführen alleVariantenzueinemAnstiegderCO2‐AbtrennungsrateCCRundzueinerRedu‐ zierung des Nettowirkungsgrades ηN. Die HD‐Variante erzielt bei ähnlichem CCR höhereηNalsdieND‐Variante.Dabeifälltauf,dassmitsteigendemFalschluftgehalt der Wirkungsgradvorteil der HD‐Variante gegenüber der ND‐Variante zunimmt. Während bei einem Falschluftanteil im Rauchgas von 2 % der Unterschied zwi‐ schendenbeidenVariantennur0,1%‐Pkt.beträgt,steigterbei6%Falschluftim Rauchgasauf0,25%‐Pkt.an.JehöherderFalschlufteinbruchist,umsogrößerist die Steigerung von CCR gegenüber dem Basisprozess. Bei 2 % Falschluft liegt die Steigerung von CCR für die betrachtete Variante bei 5,5 %‐Pkt., wohingegen bei 6%FalschluftdasCCRum7,3‐7,5%‐Pkt.gegenüberdemBasisprozesssteigt.Die zusätzliche Membran eignet sich also, um die senkende Wirkung niedriger CO2‐ Konzentrationen im Rauchgas am GPU‐Eintritt auf die CO2‐Abtrennungsrate CCR auszugleichen. Der Einfluss der Rauchgasqualität auf den Gesamtprozess istauch beiVerwendungeinerMembranweiterhingroß.BeiderHD‐VariantesinktderNet‐ towirkungsgrad ηN um 0,15‐0,3 %‐Pkt. gegenüber dem Basisprozess ab. Bei der ND‐VariantesinktηNum0,37‐0,43%‐Pkt.ab. DerEinflussderTemperaturimzweitenAbtrennerderGPUaufηNundCCRgeht aus Abbildung 51hervor.DieTemperaturwurdezwischen223Kund233Kvari‐ iert.DargestelltsindderBasisprozess,einHD‐BetriebspunktmitMembranundein ND‐BetriebspunktmitMembranfürdenuntersuchtenTemperaturbereich.Füralle Punkte liegt die CO2‐Konzentration ψ bei 96 Vol.‐%. Die Membranfläche des HD‐ Fallesbeträgt2500m²undpAus8bar.ImND‐FallbeträgtA25000m²undΠZus4. MitsteigenderTemperatursinktfüralleProzessvariantendasCCRabundderNet‐ towirkungsgrad ηN steigt. Bei Verwendung eines Prozesses mit Membran ist die Verringerung von CCR durch ein Anheben der Temperatur im zweiten Abtrenner kleineralsimBasisprozess.DiesgiltsowohlfürdieND‐alsauchdieHD‐Variante derzusätzlichenAbtrennung.ImBasisprozessistdieseMinderungvonCCRgrößer, daeineSteigerungderTemperaturimzweitenAbtrennerdortzueinergeringeren VerflüssigungsmengeführtunddasnichtverflüssigteCO2somitüberdasVentgas 94 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung entweicht.BeiVerwendungeinerMembranimVentgaspfadentweichtwenigerCO2 andieUmgebung,dabeieinerhöherenTemperaturimzweitenAbtrennerdieCO2‐ Konzentration im Ventgas ansteigt und das treibende Partialdruckgefälle in der Membranangehobenwird,wasdenAbtrennungsprozessinderMembranverbes‐ sert.EineVerschlechterungdesBasisprozesseswirdalsodurcheineVerbesserung imzusätzlichenAbtrennungsprozessabgefedert.DurchVerwendungeinerMemb‐ ran kann CCR angehoben werden und der negative Einfluss der Temperatur im zweitenAbtrenneraufdasCCRdesGesamtprozessesverringertwerden. 36,70 36,65 233 K 36,60 227 K 36,55 223 K [%] 36,50 36,45 36,40 233 K 227 K 36,35 36,30 223 K Membran, HD, T Basisprozess Membran, ND, T 36,25 36,20 0,90 0,91 0,92 233 K 227 K 223 K 0,93 0,94 0,95 0,96 0,97 0,98 CCR [-] Abbildung51: NettowirkungsgraddesOxyfuel‐KraftwerksinAbhängigkeitvonder CO2‐Abtrennungsrate CCR für verschiedene Temperaturen im zwei‐ tenAbtrennerderGPU Die durchgeführten Sensitivitätsanalysen und Betrachtungen zeigen den Einfluss einerMembranbzw.DWAaufdenGesamtprozess.Mitbeidenlassensichhöchste CO2‐Abtrennungsraten CCR von 99,8 % bei einer CO2‐Konzentration ψ von über 96Vol.‐% erreichen. Die Membran weist gegenüber der DWA Vorteile auf, da mit 95 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung derMembranhöhereCO2‐KonzentrationenϕerzieltwerdenkönnenundderNet‐ towirkungsgradverlust geringer ist. Der zusätzliche Wirkungsgradverlust gegen‐ überdemBasisprozesssteigtmitCCRanundliegtfürdiezusätzlicheMembranbei höchstemCCRbei0,6%‐Pkt.BeiderDWAsteigtderzusätzlicheWirkungsgradver‐ lustaufbiszu1,3%‐Pkt.beihöchstemCCRan.UnabhängigvomDruckniveauder zusätzlichenCO2‐AbtrennungsanlageistdiezusätzlicheVerwendungeinerMemb‐ ran jener einer DWA vorzuziehen. Zwischen HD‐ und ND‐Betrieb einer Membran kann aus energetischer Betrachtung ein Vorteil für die HD‐Variante festgestellt werden. Die ND‐Variante ist allerdings bau‐ und regelungstechnisch leichter um‐ setzbar.BeiPlanungeinerGPUmitzusätzlicherCO2‐AbtrennungdurcheineMemb‐ ranistdaherimEinzelfallzuentscheiden,welcheVariantegenutztwird. ZumVergleichderinKapitel5untersuchtenProzessewirdderspezifischeAufwand zur Abtrennung des CO2 bestimmt. Dazu wird die aufgewendete Nettoleistung zur AbtrennungdesCO2aufdenabgetrenntenCO2‐Massenstromm , bezogen. DadurchwirdsowohlderNettowirkungsgradalsauchdieCO2‐AbtrennungsrateCCR beimVergleichderVariantenberücksichtigt.DerspezifischeLeistungsaufwandeCO2 beziehtsichaufdieabgetrennteundderPipelinezugeführteCO2‐Menge. e P P , m , , (5‐1) Auf diese Weise können verschiedene CCS‐Prozesse miteinander verglichen wer‐ den. Der auf die abgetrennte CO2‐Menge bezogene Wert eCO2 zeigt, wie hoch der AufwandzurAbtrennungdesPipelinestromesist.Esistalsoeinmöglichstniedri‐ ger Wert anzustreben. In Abbildung 52 ist eCO2 in Abhängigkeit von der CO2‐ AbtrennungsrateCCRdargestellt.DiePunktestehenfürdieinKapitel5untersuch‐ tenProzesse.DieUnterscheidungerfolgtnachBasisprozessundDWAbzw.Memb‐ ran im HD‐ bzw. ND‐Betrieb. Der Basisprozess ergibt ein eCO2 von 1201 kJ/kgCO2. Durch zusätzliche Verwendung einer Membran zur Steigerung der CO2‐ Abtrennungsrate sinkt eCO2 gegenüber dem Basisprozess ab. Es muss also spezi‐ fischwenigerLeistungaufgewendetwerden,umeinehöhereMengeanCO2abzu‐ trennen. Bei Verwendung einer DWA zur zusätzlichen CO2‐Abtrennung bleibt der spezifische Leistungsverlust bis zu einer CO2‐Abtrennungsrate CCR von 96 % auf demgleichenNiveauwiebeimBasisprozess.BeieinemweiterenAnhebenvonCCR 96 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung steigt der spezifische Leistungsaufwand eCO2 bei Verwendung einer DWA an. Die HD‐Membran hat den geringsten spezifischen Leistungsverlust. Die ND‐Membran liegtleichtdarüber.DieND‐unddieHD‐DWAsteigerndasCCRbiszu96%ohne eCO2 zu steigern. Bei höherem CCR steigt eCO2 bei Verwendung einer DWA gegen‐ über dem Basisprozess an. Bei Verwendung einer Membran für die zusätzliche CO2‐Abtrennung ergibt sich eine Verminderung des spezifischen Leistungsverlus‐ tesgegenüberdemBasisprozessundbeiVerwendungeinerDWAzumindestkeine Verschlechterung des spezifischen Leistungsverlustes bis zu einer CO2‐ Spezifischer Leistungsverlust eCO2 [kJ/kgCO2] AbtrennungsrateCCRvon96%. 1240 1220 1200 1180 1160 1140 1120 1100 0,90 Basisprozess ND-Membran HD-Membran ND-DWA HD-DWA 0,91 0,92 0,93 0,94 0,95 0,96 0,97 0,98 0,99 1,00 CCR [-] Abbildung 52: Spezifischer Leistungsverlust eCO2 in Abhängigkeit von der CO2‐ Abtrennungsrate CCR für verschiedene Prozesse mit zusätzlicher Abtrennung DaseCO2deszusätzlichenAbtrennungsprozessesistdabeiimFallderVerwendung einerMembranzumTeildeutlichgeringeralsimBasisprozess.Beispielsweiseliegt eCO2fürdenkombiniertenProzessmitHD‐MembranbeieinemCCRvon99%bei 97 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung 1160 kJ/kgCO2. Wenn das eCO2 des Basisprozesses für die ersten 91,9 %‐Pkt. von CCR weiterhin 1201 kJ/kgCO2 beträgt, bedeutet dies, dass die zusätzlichen 7,1%‐ Pkt.CCR,diedurchdieMembrangewonnenwerden,eineCO2vonnur793kJ/kgCO2 aufweisen.DerMembranprozessistaufgrunddergegebenenProzesskonfiguration also um bis zu 34 % besser als der Basisprozess und mindert den spezifischen Leistungsaufwand des kombinierten Prozesses dadurch um 3,4 %. Bei einer Pro‐ zesskonfiguration, wie der hier untersuchten GPU, ist die Verwendung einer Membran zur zusätzlichen CO2‐Abtrennung sinnvoll. Zu beachten ist allerdings, dasssichdieserVorteilbeiVerwendungderzusätzlichenMembrannurergibt,weil dieBedingungendesBasisprozessesdurchdieMembrangenutztwerden. NebendemspezifischenLeistungsverlusteCO2,dersichaufdenabgetrenntenCO2‐ Massenstrombeschränkt,kannauchderaufdiegegenüberdemLuftfalleingespar‐ ten CO2‐Emissionen bezogene Leistungsverlust er bestimmt werden. Dazu wird zunächst festgelegt, dass sowohl das mit Luft betriebene Kraftwerk als auch das nun gegenüber der bisherigen Betrachtung heranzuziehende Oxyfuel‐Kraftwerk*, gekennzeichnetdurchdenIndexOxy*,diegleicheNettoleistungproduzieren: P , P ∗ 556,4 MW , (5‐2) UmmitdemOxyfuel‐Kraftwerk*dieseLeistungzuproduzieren,mussaufgrunddes geringeren Wirkungsgrades ηN,Oxy von einer größeren Ausgangsleistung im Luftfall*ausgegangenwerdenalsvorher: P , ∗ 1 η η , η , P , DerFaktorμgibtsomitan,welcheLeistungP , μP , (5‐3) ∗ imLuftbetriebenenKraftwerk , mit der gleichen aufzubringenden Energiemenge produziert würde, die benötigt wirdumdiegeforderteNettoleistungPN,Oxy* mitdemOxyfuel‐Kraftwerkzuerzeu‐ gen.DerabsoluteLeistungsverlustberechnetsichnunzu: ΔP ∗ μ P P , , (5‐4) DiegegenüberdemursprünglichenLuftfallvermiedeneCO2‐Mengem ,dienichtan dieUmgebungabgeführtwird,ergibtsichzu: 98 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung m Der Massenstrom m , m μm , , (5‐5) muss dabei mit μ multipliziert werden, um die CO2‐ Menge zu bestimmen, die im Oxyfuel‐Kraftwerk* bei Erzeugung von PN,Oxy* emit‐ tiertwird.FürdieBasisprozesse(vgl.Tabelle2undTabelle3)beträgtm kg/s undm , 117 9,2 kg/s. Mit einem μvon 1,245ergibt sichm zu 105,5kg/s. , Der auf das vermiedene CO2 bezogene spezifische Leistungsverlust er ergibt sich zu: e ΔP m μ P ∗ m , , P , μm , (5‐6) DerspezifischeLeistungsverlustfürvermiedenesCO2beträgtfürdenBasisprozess 1473kJ/kgCO2. Spezifischer Leistungsverlust er [kJ/kgCO2] 1600 Basisprozesse ND-Membran HD-Membran ND-DWA HD-DWA 1580 1560 1540 1520 1500 1480 1460 1440 1420 1400 1380 1360 0,90 0,91 0,92 0,93 0,94 0,95 0,96 0,97 0,98 0,99 1,00 CCR [-] Abbildung53:SpezifischerLeistungsverlusterinAbhängigkeitvonderCO2‐AbtrennungsrateCCRfürverschiedeneProzessemitzusätzlicherAbtrennung Abbildung 53: Spezifischer Leistungsverlust er in Abhängigkeit von der CO2‐ Abtrennungsrate CCR für verschiedene Prozesse mit zusätzlicher Abtrennung 99 ErgebnissederGPUmitzusätzlicherCO₂‐Abtrennung FürdieinKapitel5untersuchtenProzessemitzusätzlicherCO2‐Abtrennungistder auf das gegenüber dem Luftfall eingesparte CO2 bezogene Leistungsverlust er in Abhängigkeit von der CO2‐Abtrennungsrate CCR in Abbildung 53 dargestellt. Die relativeLagederPunkteistsehrähnlichwiein Abbildung 52.Auchhierzeigtdie Anwendung einer zusätzlichen CO2‐Abtrennung mit Membran eine Verbesserung desspezifischenLeistungsaufwandssowiedieAnwendungeinerzusätzlichenCO2‐ Abtrennung mit DWA eine konstante Entwicklung des spezifischen Leistungsver‐ lustes bis zu einem CCR von 96 %. eCO2 und er sind allerdings nicht linear vonei‐ nanderabhängig,sodasssichnichtbeideGrößenineinerAbbildungdarstellenlas‐ sen. Für den Punkt der HD‐Membran mit einer CO2‐Abtrennungsrate von 99 % ergibt sich ein er von 1416 kJ/kgCO2 für den kombinierten Prozess aus GPU und Membran.FürdennachgeschaltetenEinzelprozessderMembranergibtsicheiner von878kJ/kgCO2.EsergibtsichalsoeinVorteildesMembranprozessesgegenüber dem Basisprozess von 40 %. er ist deutlich größer als eCO2 und gibt an, welcher AufwandsichzurVermeidungvonCO2ergibt,wenndiegleicheNettoleistungwie imLuftbetriebbereitgestelltwerdensoll.eCO2hingegengibtan,welcherenergeti‐ sche Aufwand aus rein prozesstechnischer Betrachtung zur Abtrennung des CO2 notwendigist.AusbeidenWertenlässtsichablesen,dassderEinsatzeinerzusätz‐ lichenCO2‐AbtrennungaufgrunddergünstigenVorbedingungenvorteilhaftfürden Gesamtprozessist. 100 6 RezirkulationdesRestgaseszurLZA InKapitel5wurdegezeigt,dasssicheineSteigerungderCO2‐AbtrennungsrateCCR beigleichbleibenderCO2‐Konzentrationψrealisierenlässt.DabeizeigtdieMemb‐ raninsgesamtdiebesserenEigenschaftenunderzieltdengeringerenspezifischen Leistungsverlust.AufgrundderVorteilederMembrangegenüberderDWAwirdin diesem Abschnitt nur noch die Membran betrachtet. Das Retentat der Membran weist gegenüber dem Ventgas eine geminderte CO2‐Konzentration auf. Diese ist direkt abhängig von CCR. Weiterhin enthält das Retentat N2, O2 und Ar. Je nach Falschluftanteil im Kraftwerksprozess, Temperatur im zweiten Abtrenner, Rauchgasverdichteraustrittsdruck, Größe der Membranfläche A und treibendem Partialdruckgefälle über die Membran sind die Konzentrationen der jeweiligen StoffeimRetentatsehrunterschiedlich.FallsderimRetentatenthalteneSauerstoff zurückgewonnenundzurVerbrennunggenutztwerdenkann,könntederEnergie‐ bedarfderLZAabgesenktundderWirkungsgraddesGesamtprozessesgesteigert werden [37] [38] [40] [39] [144]. Durch diese Maßnahme könnte der Wirkungs‐ gradverlust,dersichdurchNutzungeinerMembranergibt,gemindertwerden. Zur Rückgewinnung des Sauerstoffs aus dem Retentat müssen verschiedene Ein‐ flüsseberücksichtigtwerden.DasZielistes,denSauerstoffzumDampferzeugerzu rezirkulieren und für die Verbrennung zu nutzen. Die im Retentat enthaltenen Inertgase müssen abgetrennt werden. Ansonsten gäbe es im Prozess keine Senke fürdieseinertenGase.DasArgonistdabeiproblematisch,daesindenStoffeigen‐ schaftenwieKondensation,AdsorptionundPermeationdemSauerstoffsehrähn‐ lich ist (vgl. Kapitel 2.4, Kapitel 4.6 und Kapitel 4.7) und die O2‐Abtrennung aus demRetentatdadurchdeutlicherschwert.DadieSelektivitätderbeidenGasege‐ geneinander1beträgt(vgl. Tabelle6),istesnichtmöglichdasArgondurcheinen weiteren Adsorptions‐ oder Membranprozess vom Sauerstoff abzutrennen (siehe 101 RezirkulationdesRestgaseszurLZA Kapitel4.6undKapitel4.7).EinegeeignetereMöglichkeitzurAbtrennungdesCO2 undderanderenInertgaseistdieLZA. DieO2‐KonzentrationimRetentatohnedasnochenthalteneCO2hängthauptsäch‐ lich vom Falschlufteintrag und dem Rauchgasverdichteraustrittsdruck ab. Die an‐ derenEinflussfaktorenwieDruckgefälle,Druckniveau,MembranflächeundTempe‐ ratur am zweiten Abtrenner haben nur einen geringen Einfluss. Bei einem FalschlufteintragindenGesamtprozessvon2%schwanktdieO2‐Konzentrationim CO2‐freien Retentat zwischen 22,5 Vol.‐% und 24,3 Vol.‐%. Mit steigendem Rauchgasverdichteraustrittsdruck fällt die O2‐Konzentration im CO2‐freien Retentat,damehrSauerstoffindasProduktdesAbtrennungsprozessesIderGPU (siehe Abbildung35)eingelöstwird.BeieinemFalschluftgehaltvon6%schwankt dieO2‐KonzentrationimCO2‐freienRetentatnurnochzwischen13,3Vol.‐%und14 Vol.‐%.Dasistdamitzubegründen,dassdurchdengestiegenenFalschlufteintrag indenGesamtprozessderN2‐AnteilimRetentatdeutlichansteigt.DerVorteildes RetentatsgegenüberderLuftbestehtdarin,dassdasRetentatbereitsauferhöhtem Druckverfügbarist,fallsesindenVentgasexpandernnichtvollständigentspannt wird(vgl.Abbildung23undAbbildung35). DiesichergebendeProzessschaltungistin Abbildung54dargestellt.DasRetentat wirdnachdemAbtrennungsprozessinderMembranzurLZArezirkuliert.DasCO2, das noch im Retentat enthalten ist, wird im Molsieb der LZA abgetrennt. Die Inertgase werden danach in den Kolonnen innerhalb der Coldbox der LZA abge‐ trennt.AufdieseWeisewirddasStickstoffproduktderLZAzumAbgasdesOxyfuel‐ Kraftwerks. Das maximale Einsparpotential der Sauerstoffrückgewinnung kann abgeschätzt werden, indem der gesamte im Retentat enthaltene Sauerstoff ohne Trennarbeit abgetrennt und dem Sauerstoff der LZA zugemischt wird. Dadurch verringert sich die Luftmenge, die in der LZA behandelt und verdichtet werden muss.InfolgedessenvermindertsichderEnergiebedarfderLZA.DieseBetrachtung sollzunächstnurzurAbschätzungdesmaximalenPotentialseinerSauerstoffrück‐ gewinnung aus dem Retentat dienen. Eine genauere Betrachtung der Rückgewin‐ nungunterEinbeziehungderwichtigstenVerlusteerfolgtimAnschluss.In Tabelle 8istdasmaximaleWirkungsgradpotentialeinersolchenRezirkulationdesSauer‐ stoffs zur LZA dargestellt. Die CO2‐Konzentration ψ liegt konstant bei 96 Vol.‐% 102 RezirkulationdesRestgaseszurLZA unddieTemperaturimzweitenAbtrennerderGPUbei227K.DieWirkungsgrad‐ potentiale sind abhängig vom verwendeten LZA‐Prozess und vom Falschluftein‐ bruchindenProzess. Rezirkulation N2 Luft LZA O2 H2 O CO2 Rauchgasverdichter Kohle Asche Molsieb Membran Retentat Ventgas CO2 GPU Abbildung 54: Oxyfuel‐Kraftwerk mit zusätzlicher CO2‐Abtrennung und Rezirkula‐ tiondesRetentatszurLZA DerO2‐StromderDoppelsäulen‐LZAistgeringeralsderderDreisäulen‐LZA,dader BruttowirkungsgradderDoppelsäulen‐LZAhöherist.DasistmitderWärmemen‐ ge, die bei der Luftverdichtung ausgekoppelt werden kann, zu begründen. Die WärmemengeistbeiderDoppelsäulen‐LZAgrößeralsbeiderDreisäulen‐LZA,da dergesamteLuftstromdenLuftverdichterdurchläuft,wohingegenbeiderDreisäu‐ le unterschiedliche Austrittsdrücke für die einzelnen Teilströme vorhanden sind (vgl.Kapitel4.3,Kapitel4.4undAbbildung21).DadurchmussfürdiegleicheBrut‐ toleistungdesKraftwerks(vgl.Kapitel4.1)beiVerwendungeinerDreisäulen‐LZA mehrKohleverbranntwerden,wodurchsichbeikonstantemλlokalimDampferzeu‐ gereingrößererO2‐MassenstromderLZAergibt.JehöherdieFalschluftmengeist, umsogeringeristdervonderLZAbenötigteO2‐Massenstrom,dadieeingetragene Falschluft durch die Rezirkulation zum Teil an der Verbrennung teilnimmt (siehe Kapitel2.5).DerelektrischeEigenbedarfliegtbeiderDreisäulen‐LZA.wieerwar‐ tet, unter dem der Doppelsäulen‐LZA, da der spezifische Energiebedarf der Drei‐ säulen‐LZAgeringerist(vgl.Tabelle4undTabelle5).Dassichergebendemaxima‐ 103 RezirkulationdesRestgaseszurLZA le Wirkungsgradpotential durch eine Rezirkulation des Sauerstoffs zur LZA liegt füralleFalschluftanteilezwischen0,2%‐Pkt.und0,23%‐Pkt. Tabelle8: MaximalesWirkungsgradpotentialdurchdieRezirkulationdesRetentat‐ O2 zum Dampferzeuger für verschiedene LZA und Falschlufteinbrüche; ψ=96Vol.‐% Größe GesamterO2‐ Doppelsäule; Dreisäule;2 Doppelsäule; Dreisäule;6 2%Falschluft %Falschluft 6%Falschluft %Falschluft 96,1 97,3 92,4 93,5 80,5 67,4 77,4 64,8 3,54 3,6 4,4 4,5 22,9 23,1 13,7 13,6 3,7 3,6 4,8 4,8 0,20 0,22 0,22 0,23 Massenstromzum Kraftwerkinkg/s ElektrischerLeis‐ tungsbedarfderdrei LZA‐SträngeinMW O2‐StromimRetentat inkg/s O2‐Konzentrationim CO2‐freienRetentatin Vol.‐% RelativerAnteilamO2‐ StromderLZAin% MaximalesWirkungs‐ gradpotentialin%‐Pkt. 6.1 VerlustebeiderRückgewinnungdesRest‐O2ausdem Retentat InderAbschätzungdesmaximalenWirkungsgradpotentialssinddieentstehenden VerlustebeiderRückgewinnungdesO2nochnichtberücksichtigt.DieVerlustebe‐ stehenausdreiTeilverlusten: 104 RezirkulationdesRestgaseszurLZA VerlusteinnerhalbderLZA,danicht100%desSauerstoffsausdem Retentatzurückgewonnenwerdenkann, VerlustedurchRegenerationsaufwand(ΔQMS)desMolsiebsderLZA,der sichdurchdieAbtrennungdesRest‐CO2ausdemRetentatergibt, GeringereGPU‐Expanderleistung(ΔPExp),dadasRetentatmindestensauf Luftverdichteraustrittsdruckrezirkuliertwerdenmuss. DieVerlustesindvonverschiedenenEinflussfaktorenabhängig.ΔPExpistabhängig vom benötigten Druckniveau in der LZA und dem Retentatmassenstrom. Das Druckniveau in der LZA ist vom gewählten LZA‐Prozess abhängig. Beim Doppel‐ säulenprozess beträgt der benötigte Prozessdruck am Eintritt in den Hauptwärmeübertrager4,6barundbeimDreisäulenprozessbeträgtderDruckdes HD‐Stromes 4,8 bar. Der Retentatmassenstrom hängt vom Falschlufteintrag, der TemperaturimzweitenAbtrennerderGPU,derMembranflächeA,demDruckgefäl‐ leüberdieMembranundderCO2‐Konzentrationψab.ΔQMSimMolsiebderLZAist ausschließlich von CCR abhängig, da CCR den CO2‐Massenstrom im Retentat be‐ stimmt. Zur Regeneration wird Anzapfdampf aus dem Wasser‐/Dampfkreislauf benötigt. Die Verluste innerhalb der LZA hängen von der Zusammensetzung des CO2‐freienRetentatsundvomLZA‐Prozessab.DerDreisäulenprozesserzeugtwe‐ niger Verluste durch die Abtrennung des Sauerstoffs aus dem Retentat als der Doppelsäulenprozess[41][145]. 6.1.1 VerlusteindenLZA‐Prozessen DieVerlusteinderLZAergebensichdurchdieO2‐Abtrennungsratevonwenigerals 100 %. Je höher die O2‐Abtrennungsrate ist, umso höher ist auch das Wirkungs‐ gradpotentialderRezirkulationdesRetentats.ImBasisprozessderDoppelsäulen‐ LZA (siehe Kapitel 4.3) wird unter den gegebenen Randbedingungen eine O2‐ Abtrennungsratevon97,2%erzielt.DurchdieRezirkulationdesRetentatsverän‐ dertsichdieGaszusammensetzungindenKolonnen.Eswerdenzweiverschiedene Gaszusammensetzungen und deren Auswirkungen auf den Doppelsäulenprozess untersucht.DieuntersuchtenGasesindin Tabelle9gezeigt.Gas1istdasErgebnis einesFalschlufteintragsindenGesamtprozessvon2%undGas2dasErgebnisei‐ nes Falschlufteintrags in den Gesamtprozess von 6 %. Für beide Gase wurde die TemperaturimzweitenAbtrennerderGPUbei227Kgehalten,dieMembranwird 105 RezirkulationdesRestgaseszurLZA imND‐BetriebeingefügtunddieCO2‐Konzentrationψauf96Vol.‐%festgelegt.Die Membranfläche A beträgt 25000 m² und das Druckverhältnis ΠZus beträgt 6. Der EinflussdesFalschluftgehalteszeigtsichbeiderZusammensetzungderRetentate, demRetentatmassenstromundderCO2‐AbtrennungsrateCCR. Tabelle9: Gaszusammensetzungen derRetentatefür unterschiedlicheFalschluft‐ einbrüche in den Gesamtprozess und der Verwendung eines Doppel‐ säulenprozesses Größe Gas1:2% Gas2:6% Falschluft Falschluft CCRin% 99,2 95,7 m inkg/s 16 35,5 CO2‐Konzentrationin 4 9,8 22 12,4 55 68,1 19 9,9 Vol.‐% O2‐Konzentrationin Vol.‐% N2‐Konzentrationin Vol.‐% Ar‐Konzentrationin Vol.‐% Gas 1 führt mit dem gewählten zusätzlichen Abtrennungsprozess zu einer CO2‐ Abtrennungsrate CCR von 99,2 %. Das CCR bei Gas 2 liegt bei 95,7 %. Der RetentatmassenstromistbeiGas2deutlichgrößeralsbeiGas1,dadurchdenhö‐ heren Falschlufteintrag mehr Stickstoff enthalten ist und CCR niedriger ist. Dies zeigtsichauchindenGaszusammensetzungen.DerhoheStickstoffanteilinGas2 sorgtdafür,dassdasArgonineinergeringerenKonzentrationvorliegtalsinGas1, wo das Argon nahezu die gleiche Konzentration aufweist wie der Sauerstoff. Die Ar‐KonzentrationunddieabsoluteMengeanArgonimRetentathabeneinengro‐ 106 RezirkulationdesRestgaseszurLZA ßen Einfluss auf die Verluste, die im LZA‐Prozess bei der Rezirkulation des Retentatsentstehen.WieinKapitel2.4beschrieben,istdieAbtrennungvonArgon aus dem Sauerstoffprodukt in der LZA schwieriger als die Abtrennung von Stick‐ stoff,dadieDampfdruckkurvenvonArgonundSauerstoffengerzusammenliegen (siehe Abbildung 8). Die O2‐Produktströme von Doppelsäulen‐ und dem Dreisäu‐ lenprozessunterscheidensichhinsichtlichderbei95Vol.‐%O2‐Konzentrationim Produktgas enthaltenen Unreinheiten. Der Doppelsäulenprozess produziert ein ProduktgasmiteinerAr‐Konzentrationvon3,4Vol.‐%undderDreisäulenprozess einProduktgasmiteinerAr‐Konzentrationvon2,8Vol.‐%(vgl.Tabelle4und Ta‐ belle 5). Aus diesem Grund erzielt der Dreisäulenprozess höhere O2‐ AbtrennungsratenundgeringereVerlustebeiderRückgewinnungdesSauerstoffs ausdemRetentat[145]. Abbildung55: Doppelsäulenprozess mit integrierter Retentatrezirkulation; Reten‐ tatwirdinderND‐Kolonnezugeführt InAbbildung55istderDoppelsäulenprozessmitintegrierterRetentatrezirkulation dargestellt.DasRetentatwirdaufLuftverdichteraustrittsdruckrezirkuliert,gekühlt undvonCO2befreitbevoresderColdboxzugeführtwird.InderColdboxwirdesin einem Expander entspannt, wodurch der Expanderluftstrom gegenüber dem Ba‐ 107 RezirkulationdesRestgaseszurLZA sisprozess verringert wird. Danach wird es der ND‐Kolonne zugeführt. Die hier dargestellte Variante der Rezirkulation zeigt die besten Ergebnisse beim Doppel‐ säulenprozess. Weitere Varianten der Eingliederung wurden in [41] untersucht undwerdenhiernichtdargestellt.DieZuführungsstufenderStoffströmeindieKo‐ lonnenwurdenoptimiert,umeinemöglichsthoheO2‐Abtrennungsrateundeinen möglichstniedrigenspezifischenEnergiebedarfzurealisieren.FürdenDoppelsäu‐ lenprozessergebensichdurchdieRezirkulationdesRetentatsgegenüberdemBa‐ sisprozessdeutlicheVeränderungenbeiderO2‐Abtrennungsrate,demspezifischen Energiebedarf und der Zusammensetzung des O2‐Produktstroms (siehe Tabelle 10).FürGas1sinktdieO2‐AbtrennungsratedurchdieRezirkulationdesRetentats trotzderdurchgeführtenProzessoptimierungauf94,4%ab.Dasentsprichteinem Verlust von 2,8 %‐Pkt. gegenüber dem Basisprozess. Es wird also zur Bereitstel‐ lungdergleichenSauerstoffmengefürdenGesamtprozesssogarmehrLuftalsim Basisprozess benötigt. Dadurch steigt der spezifische Energiebedarf von 233kWh/tO2 auf 237 kWh/tO2 an. In [145] wurde die LZA noch mit Gleichge‐ wichtsstufenberechnet,waseinenleichtgeringerenspezifischenEnergiebedarfals beimBasisprozessergibt.Die„Rate‐based“‐Berechnungdagegenweisteinenhöhe‐ ren spezifischen Energiebedarf als beim Basisprozess auf, obwohl der Retentatstrom nicht verdichtet werden muss. Die gesunkene O2‐Abtrennungsrate istaufdiebeschriebenenEigenschaftenvonArgonundSauerstoffzurückzuführen. Durch die Rezirkulation des Retentats erhöht sich der Ar‐Massenstrom pro LZA‐ Strang von 1,84 kg/s auf 3,1 kg/s. Da sich das Argon mit dem Sauerstoff in den Sumpfprodukten anreichert, muss die Temperatur im Sumpf der ND‐Kolonne er‐ höhtwerden,umweiterhineineO2‐Konzentrationvon95Vol.‐%imProduktstrom erreichen zu können. Durch diese Anhebung der Temperatur wird die geforderte O2‐Konzentrationerreicht,allerdingswirdnebendemArgonauchmehrSauerstoff verdampft. Zusätzlich muss der Austrittsdruck des Luftverdichters angehoben werden,umdiegefordertenTemperaturanhebungenimProzesszuerreichen.Die O2‐Abtrennungsrate sinkt somit ab. Die beschriebene Anreicherung des zusätzli‐ chenArgonsimO2‐ProduktstromzeigtsichauchanderAr‐KonzentrationimPro‐ duktstrom. Diese steigt von 3,4 Vol.‐% im Basisprozess auf 4,4 Vol.‐% bei Retentatrezirkulationan.DurchdieRezirkulationdesRetentatskannderzuzufüh‐ rende Luftstrom zwar verringert werden, allerdings ist diese Verringerung nicht ausreichend,umdieentstehendenVerlustezukompensieren. 108 RezirkulationdesRestgaseszurLZA Tabelle10: RezirkulationdesRetentatsindenDoppelsäulenprozessfürdieunter‐ suchtenGase Größe Basisprozess: Gas1: Gas2: 2%/6% 2% 6% Falschluft O2‐/N2‐/Ar‐Konzentration 95/1,6/3,4 imProduktstrominVol.‐% Falschluft Falschluft 95/0,6/ 95/0,3/ 4,4 4,7 O2‐Abtrennungsratein% 97,2 94,4 94,8 Spez.Energiebedarfin 233 237 234,3 1,77/1,84 3,1 3,4 4,6 4,8 4,8 136,8/142,3 141,75 139,3 78/22 59/41 59/41 kWh/tO2 ArgonproLZA‐Strangin kg/s Luftverdichteraustrittsdruck inbar VerdichteterLuftstrompro LZA‐Stranginkg/s ArgonaufteilungO2‐/N2‐ Produktin% BeieinemRetentatmitderQualitätvonGas2ergibtsichtrotzdergeändertenZu‐ sammensetzungeinähnlichesBild.DieO2‐Abtrennungsrateliegtleichtüberderfür Gas1erzieltenO2‐Abtrennungsrate.DieAr‐KonzentrationimProduktstromsteigt noch weiter an und der spezifische Energiebedarf ist gegenüberGas 1 leicht ver‐ bessert, aber dennoch schlechter als beim Basisprozess. Die behandelte Argonmenge pro LZA‐Strang steigt durch den höheren Falschluftgehalt nochmals leichtan.DerLuftstrom,derverdichtetwerdenmuss,sinktgegenüberdemzuge‐ hörigenBasisprozessab.DerAustrittsdruckdesLuftverdichtersliegtaufgleichem NiveauwiebeiGas1.FürGas1undGas2lässtsichbeiVerwendungeinesDoppel‐ säulenprozesseskeineEnergieeinsparungdurchdieRetentatrezirkulationfeststel‐ 109 RezirkulationdesRestgaseszurLZA len. Die Rezirkulation führt sogar zu einem Anstieg des spezifischen Energiebe‐ darfs,daderAustrittsdruckdesVerdichtersangehobenwerdenmussunddiezu‐ sätzlichebehandelteArgonmengedieO2‐Abtrennungsratemindert. Tabelle11: Gaszusammensetzungen derRetentatefür unterschiedlicheFalschluft‐ einbrüche in den Gesamtprozess und die Verwendung eines Dreisäu‐ lenprozesses Größe CCRin% Gas3:2% Gas4:6% Falschluft Falschluft 99,2 95,7 16 35,4 4,3 9,9 22 12,4 59,2 70,2 14,4 7,5 inkg/s CO2‐Konzentrationin Vol.‐% O2‐Konzentrationin Vol.‐% N2‐Konzentrationin Vol.‐% Ar‐Konzentrationin Vol.‐% BeiderVerwendungeinesDreisäulenprozessesändernsichdieMassenströmeund die Zusammensetzung des Retentats geringfügig gegenüber dem Doppelsäulen‐ prozess(siehe Tabelle11).DasliegtamverändertenGesamtprozess(sieheKapitel 4.4) und der veränderten O2‐Produktzusammensetzung (siehe Tabelle 5). Durch diegeringereAr‐KonzentrationimO2‐ProduktderLZAbeiVerwendungdesDrei‐ säulenprozessesergibtsichauchimRetentatbeisonstgleichemProzessmitglei‐ chem Falschluftgehalt eine geringere Ar‐Konzentration im Retentat als bei Ver‐ wendung eines Doppelsäulenprozesses. Da sich die hohe Ar‐Konzentration im Retentat beim Doppelsäulenprozess als ungünstig dargestellt hat, ergibt sich für 110 RezirkulationdesRestgaseszurLZA den Dreisäulenprozess ein Vorteil. Die CO2‐Abtrennungsrate CCR und die RetentatmassenströmeverändernsichgegenüberdemDoppelsäulenprozessnicht. Wie beim Doppelsäulenprozess steigen die CO2‐ und die N2‐Konzentrationen von Gas3zuGas4an,daderFalschluftgehaltvon2%auf6%angehobenwirdunddas CCRabnimmt. O2 (g) N2 (g) HD Luft Retentat MD Luft ND Luft 2 ND Kolonne Hauptwärmetauscher 2 Kompander Turbine LOX MD Kolonne subcooler 1 HD Kolonne 1 Luft O2-reich N2-reich Abbildung56: Dreisäulenprozess mit integrierter Retentatrezirkulation; Retentat wirdinderHD‐Kolonnezugeführt DieEinbindungdesRetentatsindenDreisäulenprozessistin Abbildung56darge‐ stellt.ImGegensatzzumDoppelsäulenprozessisteshiermöglich,dasRetentatin dieHD‐Kolonnezuleiten,dadieEinbindungdesLOX‐BoilerssichvonderEinbin‐ dung des LOX‐Boilers im Doppelsäulenprozess unterscheidet. Das Retentat kann 111 RezirkulationdesRestgaseszurLZA also entweder bereits mit der HD‐Luft gemischt oder separat zugeführt werden und dann auf der gleichen Stufe wie die HD‐Luft in der HD‐Kolonne zugegeben werden.DadasRetentatderHD‐Kolonnezugeführtwird,wirdesnichtübereinen Expandergeführt.DerND‐Massenstrom,derüberdenExpandergeführtwird,um dieKälteverlustederColdboxzukompensieren,verändertsichdeshalbnicht.Wie bereits im Doppelsäulenprozess, wird der Prozess hinsichtlich des spezifischen EnergiebedarfsdurchAnpassungderZuführungsstufenfürdieeinzelnenStrömein dieKolonnenoptimiert.ZusätzlichwurdebeimDreisäulenprozessgegenüberdem BasisprozessdieRücklaufmengeinderHD‐undderMD‐Kolonneoptimiert. Tabelle12: Rezirkulation des Retentats in den Dreisäulenprozess für die unter‐ suchtenGase Größe O2‐/N2‐/Ar‐Konzentrationim Basisprozess: Gas3: Gas4: 2%/6% 2% 6% Falschluft Falschluft Falschluft 95/2,2/2,8 95/1,2/ 95/0,3/ 3,8 4,7 ProduktstrominVol.‐% O2‐Abtrennungsratein% 97,2 97,2 98,2 Spez.Energiebedarfin 192 184 179 ArgonproLZA‐Stranginkg/s 1,2/1,15 2,8 2,95 Luftverdichteraustrittsdrücke 4,7/3,6/2,2 4,8/3,7/ 4,8/3,7/ 2,2 2,2 144,75/139,1 139,5 130,7 65/35 58/42 65/35 kWh/tO2 (HD/MD/ND)inbar VerdichteterLuftstromin kg/s ArgonaufteilungO2‐/N2‐ Produktin% 112 RezirkulationdesRestgaseszurLZA Diein Tabelle12aufgelistetenErgebnissezeigensowohlfüreinenFalschluftgehalt von 2 % als auch von 6 % eine Verbesserung gegenüber dem Basisprozess. Bei Verwendung von Gas 3 steigt die Ar‐Konzentration im O2‐Produktstrom auf 3,8Vol.‐%an.DieO2‐AbtrennungsratesinktgegenüberdemBasisprozessnichtab. Siebleibtkonstantbei97,2%.DadurchsinktderspezifischeEnergiebedarfgegen‐ über dem Basisprozess um 4,2 % ab, weil weniger Luft verdichtet werden muss, um die gleiche Sauerstoffmenge für den Gesamtprozess bereitzustellen. Diese Energiemenge kann somit durch die Rezirkulation des Retentats eingespart wer‐ den. Die benötigten Austrittsdrücke der Luftverdichter ändern sich im Vergleich zum Basisprozess geringfügig, da sich auch die Temperaturen in den Kolonnen durchdiegeändertenGaszusammensetzungenverschieben.DasArgon,daszusätz‐ lich in der LZA behandelt werden muss, ist beim Dreisäulenprozess geringer als beimDoppelsäulenprozess. Sumpf Kopf 1,0 Stoffkonzentration [Vol.-%] 0,9 0,8 0,7 N2, mit Rezirkulation 0,6 O2, mit Rezirkulation 0,5 Ar, mit Rezirkulation N2, Basisprozess 0,4 O2, Basisprozess 0,3 Ar, Basisprozess 0,2 0,1 0,0 60 50 40 30 20 10 Trennstufe [-] Abbildung57: ZusammensetzungderGasphaseinderND‐KolonnefürdenDreisäu‐ lenprozess in Basisausführung und mit Retentatrezirkulation; O2‐ KonzentrationinderFlüssigphaseimSumpfkonstantbei95Vol.‐% 113 RezirkulationdesRestgaseszurLZA DadurchwirddieO2‐AbtrennungsrategegenüberdemBasisprozessnichtgesenkt. ZusätzlichistdieKolonnenkonfigurationbeimDreisäulenprozessgünstigerfürdie Behandlung von großen Argonmassenströmen. Das Retentat durchläuft alle drei Kolonnen, was hier im Gegensatz zum Doppelsäulenprozess möglich ist. Bei der Eingliederung des Retentats in die HD‐Kolonne des Doppelsäulenprozesses wird dieStofftrennungsoweitverschlechtert,dasseineRezirkulationindieND‐Kolonne desDoppelsäulenprozessesbessereErgebnissezeigt[145].DieZusammensetzung der Gasphase der ND‐Kolonne für den Basisprozess und den Prozess mit Retentatrezirkulation(hierbei6%Falschluft)beieinerDreisäulen‐LZAistin Ab‐ bildung57überdietheoretischenTrennstufenderKolonneaufgetragen.Trennstu‐ fe1stelltdenKopfderKolonneundTrennstufe60denSumpfderKolonnedar.Die VerläufezeigendieÄnderungenderKonzentrationenderbehandeltenGaseinder Gasphase der ND‐Kolonne für den Basisprozess (durchgezogene Linien) und die Variante mit Retentatrezirkulation (gestrichelte Linien). Die ND‐Kolonne wurde hier zur Veranschaulichung der Änderungenim Prozessinfolge der Rezirkulation des Retentats gewählt, da der gesamte Luftmassenstrom, der in die Coldbox ein‐ tritt,imVerlaufdesProzessesdieND‐Kolonnedurchläuft.Esistdeutlichzuerken‐ nen,wiesichderStickstoffinderGasphaseinRichtungderKopfstufe1anreichert undderSauerstoffsichinderGasphaseabreichert.DieZuführungsstufenderein‐ zelnenzubehandelndenStrömesindandenSteigungsänderungenderVerläufezu erkennen. Zur Verdeutlichung der Einflüsseder zugeführten Ströme ist in Abbildung 58 das L/G‐Verhältnis (Flüssigkeit‐/Gas‐Verhältnis auf der jeweiligen Trennstufe) in der ND‐Kolonne für den Basisprozess (durchgezogene Linie) und den Prozess mit ei‐ ner Rezirkulation des Retentats (gestrichelte Linie) aufgetragen. Die Gasphase steigtüberdembeheiztenSumpf(Trennstufe60)auf.DasL/G‐Verhältnisunddie Temperatursindhieramhöchsten.Ausdem aufsteigendenGaskondensierenAr‐ gonundSauerstoffaus,wodurchdasaufsteigendeGassichzunehmendmitStick‐ stoff anreichert (siehe Abbildung 57). Als erstes wird das gasförmige Sumpfpro‐ dukt der MD‐Kolonne auf Stufe 50 zugeführt. Dadurch steigt die aufsteigende Gasmenge an und das L/G‐Verhältnis nimmt ab. Infolgedessen steigt die N2‐ KonzentrationindenStufen20‐50wenigeranundbleibtabStufe35sogarnahezu konstant.AufStufe20wirddiegasförmigeND‐Luftzugegeben.DasL/G‐Verhältnis 114 RezirkulationdesRestgaseszurLZA nimmtabunddieAnreicherungdesStickstoffssetztsichfort.AufStufe10wirddas flüssigeSumpfproduktderHD‐Kolonnezugeführt.Dadurchvermindertsichober‐ halb dieser Stufe das L/G‐Verhältnis nochmals. Die N2‐Konzentration nimmt auf denStufen 1‐10zu.DerRücklauf andieser Stelle besteht aus denflüssigenKopf‐ produktenderHD‐undMD‐Kolonne,diebeideaufStufe1zugeführtwerdenDurch die Zugabe des Retentats in die HD‐Kolonne (vgl. Abbildung 56) ändern sich so‐ wohl die Stoffkonzentrationen als auch das L/G‐Verhältnis in der Kolonne. Durch RezirkulationdesRetentatssinktaufdenStufen50‐60dasL/G‐Verhältnisab. Sumpf Kopf 2,5 L/G [kgFL/kgG] 2,0 1,5 1,0 0,5 Dreisäule, mit Rezirkulation Dreisäule, Basisprozess 0,0 60 50 40 30 20 10 0 Trennstufe [-] Abbildung58: L/G‐Verhältnis der ND‐Kolonne des Dreisäulenprozesses für den BasisprozessunddenProzessmiteinerRezirkulationdesRetentats Dies ist auf die gestiegene Ar‐Konzentration zurückzuführen, weil dadurch eine größere Energiemenge im Sumpf notwendig ist, um die O2‐Konzentration von 95Vol.‐%zuerreichen.DieserZusammenhangzeigtsichauchbeidenKonzentrati‐ onsverläufen, da zur Erreichung der geforderten O2‐Konzentration im Sumpfpro‐ dukt bei Retentatrezirkulation eine höhere O2‐Konzentration in der zugehörigen 115 RezirkulationdesRestgaseszurLZA GasphasealsimBasisprozesserforderlichist.DasMaximumderAr‐Konzentration inderGasphasenimmtauchdeutlichvon3,4Vol.‐%auf8,1Vol.‐%zu.BeiZufüh‐ rung des Sumpfproduktes der MD‐Kolonne fällt das L/G‐Verhältnis bei Retentatrezirkulation weniger deutlich ab als im Basisprozess (Stufe 50 in Abbil‐ dung 58), sodass sich infolge des geringeren L/G‐Verhältnisses bei Retentat‐ rezirkulationindenStufen50bis60einnahezugleichesL/G‐Verhältnisbeibeiden ProzessvariantenindenStufen20bis50einstellt.DieKonzentrationsverläufeder Gasphase unterscheiden sich zwischen den beiden Prozessen deutlich. Zwischen denKolonnenstufen53‐60liegtdieO2‐KonzentrationimProzessmitRezirkulation desRetentatsüberjenerdesBasisprozesses.VonStufe1‐52kehrtsichdiesesBild umunddieO2‐KonzentrationimBasisprozessliegtinderGasphasehöheralsbei Rezirkulation des Retentats. Die erhöhte Argonmenge verschiebt das L/G‐ Verhältnis. Die behandelte Gasmenge im Prozess wird um 8 % erhöht und die EnergiemengeamVerdampferderND‐Kolonnewirdum11%erhöht.BeimDrei‐ säulenprozess ergibt sich durch diese Änderungen ein günstigerer Verlauf der Stoffkonzentrationen und dadurch eine Verbesserung gegenüber dem Basispro‐ zess. Eine Rezirkulation des Retentats zur LZA lohnt sich somit nur bei Verwen‐ dung eines Dreisäulenprozesses zur Sauerstoffbereitstellung des Oxyfuel‐ Kraftwerks. ZurBestimmungderAuswirkungderRezirkulationdesRetentatsausderMemb‐ ranindieLZAaufdenGesamtprozesskannderNettowirkungsgradgewinnheran‐ gezogen werden. Hier werden nur die Ergebnisse für den Dreisäulenprozess be‐ trachtet, da der Doppelsäulenprozess keinen Nutzen aus der Rezirkulation generiert.DieRandbedingungenderMembransinddiegleichenwiebeidenGasen 3 und 4. Die Ergebnisse sind in Tabelle 13 dargestellt. Für eine Dreisäulen‐LZA ergibtsichimBasisprozessmit2%FalschlufteinηNvon37,06%.BeieinerErhö‐ hungvonCCRdurchdieMembranmiteinerKonfigurationwiebeiGas3ergibtsich ein Nettowirkungsgrad von 36,46 %. Durch die Rezirkulation des Retentats kann ηN auf 36,68 % angehoben werden. Der Dreisäulenprozess kann also für den Fall mit2%FalschluftdasPotentialnahezuvollständignutzen(vgl. Tabelle8).Beiei‐ nemFalschlufteinbruchvon6%sinktηNimBasisprozessauf36,81%.DurchStei‐ gerungderCO2‐AbtrennungsrateCCRmithilfederMembransinktηNauf36,03%. Durch die Rezirkulation des Retentats zur LZA kann ηN auf 36,39 % angehoben 116 RezirkulationdesRestgaseszurLZA werden.BeiVerwendungeinesDreisäulenprozesseskannsomitdasmaximalePo‐ tentialderRetentatrezirkulationfürηNausgeschöpftodersogargesteigertwerden (vgl. Tabelle8),dadieO2‐Abtrennungsratenichtvermindertwird,sondernbeiho‐ hen Falschluftgehalten sogar gesteigert werden kann und die Prozessdrücke sich kaumverändern. Tabelle13: NettowirkungsgradebeiRezirkulationdesRetentatszurLZAfürunter‐ schiedlicheFalschlufteinbrücheindenGesamtprozessbeiVerwendung eines Dreisäulenprozesses; nur die in der Coldbox entstehenden Ver‐ lustesindberücksichtigt Größe 2%Falschluft 6%Falschluft CCRohneMembran 91,9 83,3 99,2 95,7 37,06 36,81 ηNmitMembranin% 36,46 36,03 ηNmitMembranund 36,68 36,39 in% CCRmitMembran in% ηNohneMembran in% Retentatrezirkulation in% 6.1.2 VerlusteamMolsieb Um einen energetischen Nutzen aus der Rezirkulation des Retentats zur LZA zu ziehen,istnebeneinerhohenO2‐AbtrennungsrateinderLZAeineausreichendho‐ he CO2‐Abtrennungsrate CCR notwendig. Von CCR hängt der zusätzliche Energie‐ bedarfdesMolsiebsderLZAab.HierwirdnureineUntersuchungdesDreisäulen‐ prozesses durchgeführt, da Kapitel 6.1.1 bereits ergeben hat, dass eine RezirkulationdesRetentatsnurbeidieserKonfigurationsinnvollseinkann.Wenn 117 RezirkulationdesRestgaseszurLZA CCR nicht ausreichend hoch ist, ist der Energiebedarf zur Regeneration des Molsiebs höher als der maximale Energiegewinn durch die Rezirkulation des Retentats.ZurBestimmungdesminimalenCCRmusszunächsteinegenauereBe‐ trachtung des Regenerationsvorgangs des Molsiebs durchgeführt werden. Das MolsiebwirdimmodelliertenOxyfuel‐KraftwerkmitProzessdampfausderÜber‐ strömleitung (5,6 bar) versorgt (siehe Abbildung 17). Dieser Prozessdampf gibt seineKondensationsenergieandasRegenerationsgas(z.B.N2‐ProduktgasderLZA) ab und heizt dieses auf. Die spezifische Enthalpieänderung bei der Kondensation des Dampfes beträgt auf der Dampfseite 2369 kJ/kgDampf. Zur Bestimmung des Aufwands zur Austreibung des Wassers aus dem Molsieb wird die dreifache Ver‐ dampfungsenthalpie von Wasser unter Normbedingungen angenommen [7]. Da‐ durchergibtsicheinEnergiebedarfvon7500kJ/kgH2O.FürdenBasisfallergibtsich dadurch ein Dampfbedarf von 5,7 kg/s. Dies entspricht einem Wirkungsgradver‐ lustimGesamtprozessvon0,25%‐Pkt.DaderWirkungsgradverlustlinearmitdem Dampfmassenstromzusammenhängt,beträgtderspezifischesichergebendeWir‐ kungsgradverlust 0,044 %‐Pkt./kgDampf, solange der Dampf an der gleichen Stelle im Prozess entnommen wird. Zur Desorption von CO2 von verschiedenen Adsorbentien findet sich in der Literatur der spezifische Energiebedarf 43 kJ/molCO2 [146] [147] [148] [149]. Daraus ergibt sich ein spezifischer Energiebe‐ darfvon1892kJ/kgCO2.MitdenangegebenenWertenkannnunbestimmtwerden, wie sich der Wirkungsgrad pro abzutrennendem kgCO2 im Molsieb verändert. Die angegebeneFormelgiltnurfürdenhieruntersuchtenDampfkraftprozess.Beian‐ deren Prozessen muss der spezifische Ausgangswirkungsgradverlust (hier ‐0,044%‐Pkt./kgDampf)neubestimmtwerden.FürdenspezifischenWirkungsgrad‐ verlustdesMolsiebesdurchdiezusätzlichabzutrennendeCO2‐Mengeergibtsich: ∆η , kJ % Pkt. 1892 kg 0,044 ∙ kJ kg 2369 kg 0,035 % Pkt. kg (6‐1) Wenn der CO2‐Massenstrom, der im Retentat enthalten ist, bekannt ist, kann ∆η , bestimmtwerden.DerCO2‐MassenstromimRetentatergibtsichausder CO2‐Abtrennungsrate CCR und dem CO2‐Massenstrom im Rauchgas am GPU‐ Eintritt. 118 RezirkulationdesRestgaseszurLZA 6.1.3 VerlusteanderGPU‐Expandergruppe DieVerlusteinderGPU‐Expandergruppeergebensich,weildasRetentatmindes‐ tens auf dem Niveau des Austrittsdrucks desHD‐Verdichters der LZA rezirkuliert werdenmuss.DasentsprichthiereinemDruckvon5bar,wobeiLeitungsverluste bei der Rezirkulation zur LZA berücksichtigt werden. Ohne Rezirkulation des Retentatswürdediesesbisauf1,15barinderExpandergruppederGPUentspannt werden(vgl.Abbildung35).DieindenExpandernzurückgewonneneLeistungPVent wirddurchdieRezirkulationdesRetentatsalsoentsprechendvermindert.DieVer‐ luste in der GPU‐Expandergruppe sind also abhängig vom Massenstrom des Retentats. Es werden verschiedene Retentate untersucht, die den Gasen 3 und 4 aus Kapitel 6.1.1 entsprechen. Die Einflussgrößen auf den Retentatmassenstrom sind der Falschlufteintrag in den Prozess, der Rauchgasverdichteraustrittsdruck, dieTemperatur im zweitenAbtrenner der GPU, die Fläche der Membran und das treibendeDruckgefällederMembran. Tabelle14: EinflussdeshöherenAustrittsdrucksaufdieExpanderleistungderGPU fürverschiedeneFalschlufteinträgeindenProzess Größe 2%Falschluft 6%Falschluft CCRin% 99,2 95,7 m inkg/s 16 35,4 PVentohne 4,9 8,4 3,7 5,8 0,1 0,22 RezirkulationinMW PVentmitRezirkulation inMW ΔηExpin%‐Pkt. 119 RezirkulationdesRestgaseszurLZA Der maximal zulässige Verlust, der durch die verminderte Ventgasentspannung entstehendarf,istdurchdaserzielbareWirkungsgradpotentialfürdieLZA(Kapitel 6.1.1)unterBerücksichtigungderVerlustedesMolsiebsdurchdasnochzuentfer‐ nende CO2 (Kapitel 6.1.2) vorgegeben. Das bedeutet, dass sich bei einem Falsch‐ luftgehalt von 2 % die Molsiebverluste und die Verluste bei der Ventgas‐ entspannung nicht auf über 0,22 %‐Pkt. (2,6 MWel) summieren dürfen. Bei 6 % FalschluftdürfenbeideVerlustezusammen0,36%‐Pkt.(4,7 MWel) nicht überstei‐ gen.WenndieVerlusteüberdieseGrenzesteigenistderVerlustgrößeralsderma‐ ximaleGewinn.AlsBeispielsindinTabelle14fürdiebereitsinKapitel6.1.1beider Dreisäule untersuchten Gase 3 und 4 die Auswirkungen auf die Ventgas‐ entspannung dargestellt. Dabei beträgt der Rezirkulationsdruck 5 bar und die Temperatur im zweiten Abtrenner der GPU 227 K. Die CO2‐Konzentration ψ liegt bei96Vol.‐%,dieMembranflächeAbei25000m²unddasDruckverhältnisΠZusbei 6.DerRetentatmassenstromm istbeieinemFalschlufteintragvon6%mehrals doppeltsogroßwiebeieinemFalschlufteintragvon2%.DadurchsinktdasPoten‐ tialfürηNumΔηExpvon0,1%‐Pkt.abundesverbleibennoch0,12%‐Pkt.alsWir‐ kungsgradpotential der Retentatrezirkulation. Bei 6 % Falschluft verbleiben von 0,36%‐Pkt.durchdieMinderungumΔηExpvon0,22%‐Pkt.nurnoch0,14%‐Pkt. alsWirkungsgradpotential.DieVerluste,dieindenGPU‐Expandernentstehen,sind also erheblich, da CCR für die jeweiligen Falschluftmengen bereits hoch ist. Bei niedrigeremCCRnehmendieVerlusteweiterzu.FürbeideVariantenmüssennoch die Molsiebverluste ergänzt werden. In Tabelle 15 sind alle Verluste, die bei der Rezirkulationentstehen,aufgeführtundberücksichtigt.AusgehendvomBasispro‐ zessmitDreisäulen‐LZA,einemFalschluftgehaltvon2%undeinemWirkungsgrad von37,06%sinktdieserum0,6%‐Pkt.durchSteigerungderCO2‐Abtrennungsrate CCRauf99,2%mitHilfeeinerMembran.DurchdieverminderteEntspannungin denExpandernderGPUsinktderWirkungsgradumweitere0,1%‐Pkt.DieEntfer‐ nungdesRest‐CO2imMolsiebkostet0,03%‐Pkt.InderLZAselberkönnendurch dieRezirkulationdesRetentats0,22%‐Pkt.Wirkungsgradgewonnenwerden.Un‐ terBerücksichtigungallerVerlusteergibtsicheinWirkungsgradgewinndurchdie RezirkulationdesRetentatsvon0,09%‐Pkt.BeieinemFalschluftgehaltdesRauch‐ gasesvon6%ergibtsicheinleichterVerlustfürdenGesamtprozess,dadieMol‐ siebverlusteunddieVerlusteindenExpandernderGPUdeutlicherhöhtsind. 120 RezirkulationdesRestgaseszurLZA Tabelle15: Nettowirkungsgradänderung durch Retentatrezirkulation mit einer Dreisäulen‐LZAunterBerücksichtigungallerVerluste Größe 2%Falschluft 6%Falschluft CCRin% 99,2 95,7 ηNBasisprozessin% 37,06 36,81 ηNmitMembranin% 36,46 36,03 ΔηMSin%‐Pkt. ‐0,03 ‐0,17 ΔηExpin%‐Pkt. ‐0,1 ‐0,22 ΔηNinLZAin%‐Pkt. 0,22 0,36 ΔηNallerVerlustein 0,09 ‐0,03 36,55 36,00 %‐Pkt. ηNmitMembranund Retentatrezirkulation in% Bei einer Dreisäulen‐LZA lassen sich somit selbst unter optimalen Bedingungen nurgeringfügigeWirkungsgradgewinneerreichen,allerdingssinddiesemiteinem hohenanlagentechnischenAufwandverbunden.AusdiesemGrundistderNutzen einerRückgewinnungdesimRetentatnochenthaltenenSauerstoffsauchbeiNut‐ zungeinesDreisäulenprozessesnichtgegeben. 121 7 ZusammenfassungundAusblick DerOxyfuel‐ProzesswirdinvieleninternationalenForschungsvorhabenbetrachtet undisteinederamweitestenentwickeltenCCS‐Techniken.ImRahmendieserAr‐ beit wird gezeigt, dass der Oxyfuel‐Prozess wegen seiner Prozessgestaltung gute Randbedingungen bietet, um eine CO2‐Abtrennungsrate (CCR) von deutlich über 90%zuerreichen.AufgrunddeshohenDrucksundderniedrigenTemperaturdes Ventgases können zur zusätzlichen Abtrennung von CO2 im Ventgaspfad ein Membranprozess oder eine DWA implementiert werden. Mit beiden Techniken können CO2‐Abtrennungsraten CCR von über 99 % erreicht werden. Dabei ist es möglich, die CO2‐Konzentration ψ über dem geforderten Minimum von 96 Vol.‐% zuhalten.DasentsprichteinerdeutlichenVerbesserunggegenüberdemBasispro‐ zess,beidemCCRvondeutlichüber90%nurmitoptimalenRauchgasqualitäten und abgesenktem ψ möglich sind. Für die zusätzliche CO2‐Abtrennung zeigt die MembrangegenüberderDWAsowohlbeimEnergiebedarfalsauchbeiCCRdeutli‐ che Vorteile. Als Einflussgrößen wurden sowohl Größen des Basisprozesses als auch Größen des zusätzlichen Abtrennungsprozesses betrachtet. Die Einflussgrö‐ ßen des Basisprozesses sind der Falschluftgehalt des Rauchgases, das aus dem Kraftwerkzugeführtwird,unddasDruck‐undTemperaturniveauinderGPU.Die EinflussgrößenderzusätzlichenAbtrennungsanlagesinddieArtdesAbtrennungs‐ prozesses und dessen Stoffwerte, die Baugröße der Abtrennungsanlage, die Be‐ triebstemperatur der Anlage und das treibende Druckgefälle über die zusätzliche Abtrennungsanlage. Die entscheidende Einflussgröße für den Gesamtprozess ist derFalschluftanteil,dadieserbereitsdieQualitätdesRauchgasesvorgibtundda‐ mit einen großen Einfluss auf alle Ergebnisse der GPU und der zusätzlichen Ab‐ trennungsanlagebesitzt. Für den Gesamtprozess ergeben sich je nach Prozess und CO2‐Abtrennungsrate CCR durch die Nutzung einer zusätzlichen Abtrennungsanlage unterschiedliche 122 ZusammenfassungundAusblick zusätzliche Wirkungsgradverluste. Bei geeigneter Auswahl des zusätzlichen Ab‐ trennungsprozesses und der Prozessrandbedingungen können diese allerdings auchfürhöchsteCCRdeutlichunter1%‐Pkt.gehaltenwerden.FürdieMembran ergibtsichselbstbeieinemCCRvonüber99%einWirkungsgradverlustvonnur 0,6%‐Pkt.gegenüberdemBasisprozessmiteinemCCRvon91,9%.Diesicherge‐ benden spezifischen Leistungsverluste, bezogen auf abgetrenntes oder vermiede‐ nesCO2,eCO2bzw.erzeigen,dasssichdurchEinsatzderMembranderGesamtpro‐ zess spezifisch verbessern lässt. Bei der Einbindung einer DWA zur zusätzlichen CO2‐AbtrennungergebensichbiszueinemCCRvon96%diegleichenspezifischen LeistungsverlusteeCO2underwieimBasisprozess.DieEinbindungeinerMembran oder DWA steigert die CO2‐Abtrennungsrate CCR bei konstantem oder sogar ver‐ mindertem spezifischem Leistungsverlust zur CO2‐Abtrennnung. Die Einbindung einer zusätzlichen Abtrennungsanlage ist für den Oxyfuel‐Prozess somit vorteil‐ haft. Die Abtrennung des Restsauerstoffs aus dem Retentat der Membran führt unter prozesstechnischen Gesichtspunkten nur unter optimalen Randbedingungen zu einer geringfügigen Steigerung des Wirkungsgrades und damit zu einem Nutzen fürdenGesamtprozess.DieseAussagegiltbeiBetrachtungderimRahmenderak‐ tuellenForschungmeistuntersuchtenProzessemitDoppelsäulen‐undDreisäulen‐ LZA.FürdieDoppelsäulelässtsichkeinVorteildurchdieRetentatnutzungfeststel‐ len.BeiderDreisäulen‐LZAsinddieentstehendenVerluste,diesichdurcheineAb‐ trennungdesSauerstoffsergeben,sohoch,dassderNutzennurminimalistoder die Abtrennung sogar zu einem Wirkungsgradverlust gegenüber einer Nichtnut‐ zungdesRetentatsführt.DiedabeientstehendenVerlustetretenhauptsächlichbei der Aufbereitung des Retentats und nicht im LZA‐Prozess auf. Aus der RetentatrezirkulationlässtsichsomitkeinNutzenfürdenGesamtprozesserzielen. Die in dieser Arbeit entwickelten Modelle bilden erstmals alle Einflüsse von der zusätzlichenCO2‐AbtrennungbishinzumGesamtprozesswirkungsgradab.DieEr‐ gebnissezeigen,dasseineBetrachtungdesGesamtprozessesentscheidendist,um einenganzheitlichenNutzeneinerTechnikbewertenzukönnen.DieswirdamBei‐ spielderRetentatrezirkulationdeutlich,diebeiVerwendungeinerDreisäulen‐LZA Vorteile verspricht. Erst durch die Betrachtung des gesamten Oxyfuel‐Prozesses 123 ZusammenfassungundAusblick wird deutlich, dass die Wirkungsgradgewinne nicht ausreichen, um einen Vorteil fürdenGesamtprozesszuerzielen. 124 Literaturverzeichnis [1] INTERGOVERNMENTAL PANEL ON CLIMATE CHANGE (IPCC) (Hrsg.): Climate Change 2013–ThePhysicalScienceBasis.CambridgeUniversityPress,2014http://‐ www.ipcc.ch/report/ar5/wg1/ [2] WORLD METEOROLOGICAL ORGANIZATION: Causes of Climate Change. http://‐ www.wmo.int/pages/themes/climate/causes_of_climate_change.php [3] UNITED NATIONS: Kyoto Protocol to the United Nations Framework Convention on Climate Change. http://unfccc.int/essential_background/kyoto_protocol/‐ items/1678.php [4] STROGIES,M.;GNIFFKE,P.:BerichterstattungunterderKlimarahmenkonventi‐ onderVereintenNationenunddemKyoto‐Protokoll2012/Umweltbundes‐ amt.2012.–Forschungsbericht [5] INTERNATIONAL ENERGY AGENCY: Key World Energy Statistics. 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Größe DeNOx DruckverlustUmlenkungen DruckverlustKatalysator Katalysatorebenen DruckverlustNH3‐Eindüsung TemperaturDeNOx NH3‐Schlupf E‐Filter TemperaturE‐Filter Wanderungsgeschwindigkeit Rauchgasgeschwindigkeit DruckverlustE‐Filter Spez.LeistungsbedarfE‐Filter REA TemperaturREA‐Eintritt Rauchgasgeschwindigkeit IsentroperWirkungsgradAb‐ sorptionsmittelpumpe IsentroperWirkungsgradOxi‐ dationsluftgebläse Oxidationsluftverhältnis DruckverlustproSprühebene Druckverlustanstiegdurch L/G AnzahlSprühebenen ZahlderTrays VerweilzeitdesAbsorptions‐ mittelsimSumpf Spez.elek.EigenbedarfRühr‐ werke Spez.elek.EigenbedarfKalk‐ steinmühle DichtedesAbsorptionsmittels HöhezwischenSumpfund Rauchgaseinlass KanalhöhedesRauchgasein‐ lasses Wert Bemerkung 1,5mbar 2,5mbar 3 1,5mbar 380 °C 2mg/m³ i.N. proUmlenkung proKatalysatorebene 115°C 0,25m/s 1m/s 10mbar 7W/m² rauchgasseitig fürdieMatts‐Öhnfeld‐Gleichung[150]bei NutzungdersüdafrikanischenSteinkohle imE‐Filter elektrischeLeistungproAbtrennfläche 125°C 4m/s 85% 85% 2 5mbar 1‐10mbar zurOxidationdesCalciumsulfits beisteigendemL/GsteigtauchderDruck‐ verlustimAbsorberan 3 1 240s EinlegebödenzurbesserenAbtrennung 70W/m³ bezogenaufdasSumpfvolumen 25kWh/t bezogenaufdenKalksteinverbrauch 1287 kg/m³ 2m einGipsanteilvon20% 5m 144 Anhang HöhezwischenRauchgasein‐ lassundersterSprühebene HöheproSprühebene Düsenvordruck HöhenverlustedurchRohrrei‐ bunginderREA SO3‐Abtrennungsrate 2m 2m 0,8bar AustrittsverlustdesAbsorptionsmittels durchEindüsungimAbsorber indenRohrleitungendesAbsorptionsmit‐ tels 3m 50% SO2-Abtrennungsrate [%] 100 99 98 97 96 3 Sprühebenen 2 Sprühebenen 3 Sprühebenen Optimum 95 15 20 25 L/G [l/m³] Abbildung59:SO2‐AbtrennungsrateinAbhängigkeitvomL/G‐VerhältnisinderREA [123] 145 Anhang A.3AnpassungOxyfuel‐Prozess Tabelle 18: Randbedingungen der Oxyfuel‐Anpassung; nur geänderte Parameter aufgeführt Größe Wert ElektrischeBruttoleistung Wasser‐/Dampfkreislauf HD‐Bypass‐Temperatur UntereGrädigkeit ND‐Bypass‐Temperatur1 600MW ND‐Bypass‐Grädigkeit1 50K ND‐Bypass‐Temperatur2 (Doppelsäulen‐LZA) ND‐Bypass‐Temperatur2 (Dreisäulen‐LZA) ND‐Bypass‐Grädigkeit2 172°C RohrleitungsdruckverlustND‐ Bypass RohrleitungsdruckverlustHD‐ Bypass DruckverlustND‐ Bypassvorwärmer DruckverlustHD‐ Bypassvorwärmer Regenerationswärmebedarf MolsiebstationenfürH2O Regenerationswärmebedarf MolsiebstationenfürCO2 2% amAustrittausdemND‐Bypassvorwärmer amRauchgas untereGrädigkeitgiltfürbeide WärmeübertrageramRauchgas amAustrittausdemND‐Bypassvorwärmer derLZA amAustrittausdemND‐Bypassvorwärmer derLZA untereGrädigkeitdesWärmeübertragers anderLZA desanliegendenKondensatdrucks 2% desanliegendenKondensatdrucks 600mbar fürbeideVorwärmerwasserseitig 100mbar wasserseitig 7500kJ/kg 5,6bar bezogenaufdenMassenstromder desorbiertwerdenmuss bezogenaufdenMassenstromder desorbiertwerdenmuss;nurbeiLZA Molsieb ÜberströmleitungMD‐/ND‐Turbine 14bar Entnahme5 DampfdruckMolsiebentnahme LZA DampfdruckMolsiebentnahme LZA UnterkühlungdesKondensa‐ tesderMolsiebregeneration Temperaturam Verdampferaustritt Rauchgasseite Falschluftmenge Bemerkung 303°C 40K 154°C amAustrittausdemHD‐Bypassvorwärmer 10°C 15K 1892kJ/kg 5K 470°C 2% desRauchgasmassenstromsimDampfer‐ zeuger 146 Anhang Sekundäre Rezirkulationstemperatur DruckverlustGaVo GaVo‐Leckage UntereGrädigkeitGaVo DruckverlustHD‐ Bypassvorwärmer DruckverlustND‐ Bypassvorwärmer1 380°C TemperaturamE‐Filteraustritt 12mbar 10% 100K 12mbar PrimärluftvorwärmungfürbeideSeiten desPrimärrezirkulationsmassenstroms 6mbar amRauchgaspfadfürbeide Wärmeübertrager;Rauchgasseitiger Druckverlust weitereAbkühlungführtzuProblemenim REA‐Betrieb TemperaturREA‐Eintritt 100°C Rohrleitungsdruckverlust primäreRezirkulation Rohrleitungsdruckverlustse‐ kundäreRezirkulation DruckverlustMühle TemperaturRauchgaskonden‐ sator UntereGrädigkeitRauchgas‐ kondensator LZA(Doppelsäule) IsentroperWirkungsgrad Luftverdichter Verdichteraustrittsdruck UntereGrädigkeitO2‐ Vorwärmer DruckverlustO2‐Vorwärmer UntereGrädigkeitND‐ Bypassvorwärmer AustrittstemperaturDirekt‐ kontaktkühler DruckverlustDirektkontakt‐ kühler DruckverlustMolsieb DruckverlustHWTHauptluft DruckverlustHWT Expanderluft DruckverlustHWTO2 DruckverlustHWTN2 ObereGrädigkeitHWT DruckverlustHD‐Kolonne TheoretischeTrennstufenHD‐ Kolonne DruckverlustUnterkühler1 DruckverlustUnterkühler2 ND‐Kolonne 10mbar rauchgasseitig 20mbar 90mbar 38°C amAustrittausdemRauchgaskondensator 20K 89% adiabaterEinwellenverdichter 4,6bar 10K 50mbar 10K sauerstoff‐ undluftseitig 12°C 60mbar 130mbar 170mbar 50mbar 200mbar 100mbar 2,5K 15 mbar 30 50mbar 60mbar 40mbar 147 heißeSeitealleStröme kalteSeite Anhang TheoretischeTrennstufenND‐ Kolonne VerwendetePackung HETP GrädigkeitVerdamp‐ fer/Kondensator1 GrädigkeitVerdamp‐ fer/Kondensator2 Spülungsmassenstrom IsentroperWirkungsgradEx‐ pander TemperaturO2 LZA(Dreisäule) IsentroperWirkungsgrad Luftverdichter ND‐Austrittsdruck Nachverdichteraustrittsdruck MD‐Austrittsdruck HD‐Austrittsdruck UntereGrädigkeitO2‐ Vorwärmer DruckverlustO2‐Vorwärmer UntereGrädigkeitND‐ Bypassvorwärmer AustrittstemperaturDirekt‐ kontaktkühler DruckverlustDirektkontakt‐ kühler DruckverlustMolsieb DruckverlustHWTLuftströme DruckverlustHWTO2 DruckverlustHWTN2 ObereGrädigkeitHWT DruckverlustHD‐Kolonne TheoretischeTrennstufenHD‐ Kolonne DruckverlustMD‐Kolonne TheoretischeTrennstufenMD‐ Kolonne DruckverlustND‐Kolonne TheoretischeTrennstufenHD‐ Kolonne DruckverlustUnterkühler1 DruckverlustUnterkühler2 GrädigkeitLOX‐Boiler+ND‐ Sumpf/HD‐Kopf 60 250.Y MellapakderFirmaSulzer,inallenKolon‐ nen füralleKolonnen zwischenND‐KolonnensumpfundLuft‐ stromsowieLOX‐Boiler zwischenND‐KolonneStufe35undHD‐ Kopfprodukt desSauerstoffprodukts 0,4m 1,5K 1,5K 1% 84 % 183°C nachdemO2‐Vorwärmer 85 % Getriebeturboverdichter 2,2 bar 2,1bar 3,6bar 4,7bar 10K DruckamAustrittderND‐Stufe DruckamAustrittdesNachverdichters DruckamAustrittderMD‐Stufe DruckamAustrittderHD‐Stufe 50mbar 10K sauerstoff‐ undluftseitig beiallendreiStufen 12°C 60mbar 130mbar 170mbar 200mbar 100mbar 2,5K 15 mbar 30 15mbar 30 30mbar 60 50mbar 50mbar 1,5K 148 heißeSeitealleStröme kalteSeite zwischenND‐SumpfundHD‐Kopfsowie LOX‐Boiler Anhang GrädigkeitVerdamp‐ fer/KondensatorMD‐Kolonne Spülungsmassenstrom IsentroperWirkungsgradEx‐ pander TemperaturO2 GPU(Basisprozess) UntereGrädigkeitZwischen‐ kühlerdesRauchgasverdichter DruckverlustZwischenkühler 1 DruckverlustZwischenkühler 2 IsentroperWirkungsgrad Rauchgasverdichterstufen DruckverlustMolsieb DruckverlustCO2‐Produkt WÜT MittlerelogarithmischeTem‐ peraturdifferenzCO2‐Produkt WÜT DruckverlustNH3‐ Rauchgaskühler UntereGrädigkeitNH3‐ Rauchgaskühler DruckverlustCO2‐ Rauchgaskühler UntereGrädigkeitCO2‐ Rauchgaskühler IsentroperWirkungsgradCO2‐ Pumpen MechanischerWirkungsgrad CO2‐Pumpe DruckverlustVentgas‐WÜT AustrittsdruckVentgas MittlerelogarithmischeTem‐ peraturdifferenzVentgas‐WÜT IsentroperWirkungsgrad Ventgasexpander MechanischerWirkungsgrad Ventgasexpander UntereGrädigkeitNH3‐ Kondensator DruckverlustNH3‐ Kondensator 1,5K zwischenMD‐SumpfproduktundMD‐ Kopfprodukt desSauerstoffprodukts 1% 84% 153°C nachdemO2‐Vorwärmer 10K 50mbar Rauchgasseite 150mbar Kühlwasserseite 88% IsothermerGetriebeturboverdichter 200mbar 10mbar giltfürdieRauchgasseiteunddieCO2‐ Produktsseite 25K 100mbar giltfürdieRauchgasseiteunddieKältemit‐ telseite 5K 100mbar giltfürdieRauchgasseiteunddieKältemit‐ telseite 5K 70% überkritischePumpe 90% 100mbar giltfüralleGasströmediedenWÜTdurch‐ laufen 1,15bar 40K 85% 98% 2K 100mbar 149 giltfürdieKühlwasser‐unddieKältemit‐ telseite Anhang IsentroperWirkungsgradKäl‐ temittelverdichter MechanischerWirkungsgrad Kältemittelverdichter UntereGrädigkeitCO2‐ Kondensator DruckverlustNH3‐ Kondensator 82% giltfürNH3‐ undCO2‐Kältkreislauf 98% giltfürNH3‐ undCO2‐Kältkreislauf 2K 100mbar giltfürdieKühlmittel‐ unddieKältemittel‐ seite A.4Rauchgasreinigungsanlagen(Oxyfuel) Tabelle 19: Randbedingungen der Rauchgasreinigungsanlagen im Oxyfuel‐Betrieb; nurgeänderteParameteraufgeführt;Randbedingungenfür2%Falsch‐ luftundDoppelsäulen‐LZA Größe DeNOx TemperaturDeNOx UntereGrädigkeitGas‐Gas WÜT DruckverlustGas‐GasWÜT DruckverlustDampfvorwär‐ mer NOximRauchgas E‐Filter TemperaturE‐Filter AscheimRauchgas Spez.LeistungsbedarfE‐Filter REA TemperaturREA‐Eintritt Wert Bemerkung 300°C 50K Wärmerückgewinner 12mbar 5mbar fürbeideGasseiten aufderRauchgasseit 60vppm amRauchgasaustrittausderDeNOx 380°C 3mg/m³ 7W/m² 100 °C 150 amRauchgasaustrittausdemE‐Filterbe‐ zogenaufBetriebsrauchgasvolumenstrom elektrischeLeistungproAbtrennfläche Lebenslauf Name Dickmeis Vorname Jens Geburtsdatum 31.01.1987 Geburtsort Brunsbüttel, Deutschland Schule 08.1993 – 06.1997 08.1997 – 06.2006 Grundschule Buchholz Gymnasium Brunsbüttel Studium 10.2006 – 09.2011 Studium des Maschinenbaus Technische Universität Hamburg‐Harburg Abschluss: Diplom‐Ingenieur Beruflicher Werdegang 10.2011 – 07.2015 Wissenschaftlicher Mitarbeiter Technische Universität Hamburg‐Harburg Institut für Energietechnik
