Perspektiver for dansk ammoniak- eller methanolfremstilling, som ...

Dato: 05-09-2007
Projektnummer: 2005-2-6422 (Energinet.dk)
Projektansvarlig: Mogens Weel
Diplomvej, bygning 377
2800 Kgs. Lyngby
Telefon: 2671 0045 eller 2671 0046
email: weel-sandvig@weel-sandvig.dk
web: www.weel-sandvig.dk
Perspektiver for dansk ammoniak- eller
methanolfremstilling, som led i et muligt
fremtidens hydrogensamfund
- et forstudie i optimal samproduktion af el,
varme og brintbærere (ammoniak eller methanol)
ud fra biomasse og eloverskud.
Z:\Projekter\Ammoniak-Methanol PSO 6422\Rapporter\Hovedrapport PSO-6422 vers 2.doc

EXECUTIVE SUMMARY ....................................................................................................................1
RESUMÉ.................................................................................................................................................3
INDLEDNING ........................................................................................................................................5
BAGGRUND...........................................................................................................................................6
HÅNDTERING AF BRINT.........................................................................................................................6
ENERGIMÆSSIGE BETRAGTNINGER OG EFFEKTIVITET ...........................................................................7
PRODUKTION AF AMMONIAK, METHANOL ELLER ETHANOL UD FRA BIOMASSE .....................................8
Lidt historik på fremstilling af methanol .........................................................................................8
Lidt historik på ammoniakfremstilling.............................................................................................9
MÅL MED PROJEKTET .....................................................................................................................9
INDHOLD OG FREMGANGSMÅDE...............................................................................................10
FASE 1: KERNEPROCESSER..................................................................................................................10
FASE 2: ENERGIINTEGRATION.............................................................................................................10
FASE 3: ØKONOMI OG FØLSOMHEDSANALYSER ..................................................................................10
FASE 4: PROCESSTATUS OG UDVIKLINGSBEHOV..................................................................................10
ENERGIMÆSSIGE BETRAGTNINGER VED FREMSTILLING AF BRINT ...........................11
REFORMERING AF FOSSILE BRÆNDSLER..............................................................................................11
ELEKTROLYSE.....................................................................................................................................11
TERMOLYSE........................................................................................................................................13
TERMOKEMISK REAKTION...................................................................................................................13
AMMONIAK SOM HYDROGENBÆRER ...................................................................................................13
METHANOL SOM HYDROGENBÆRER....................................................................................................14
ENERGIRESSOURCER OG UDNYTTELSE..................................................................................15
VIRKNINGSGRADER AF PROCESRUTER ..................................................................................16
PROCESRUTE: N-GAS - BRINT - AMMONIAK - BRINT – SLUTANVENDELSE............................................16
PROCESRUTE: EL – BRINT VIA ELEKTROLYSE – SLUTANVENDELSE .....................................................17
HYDROGEN FRA BIOMASSE .........................................................................................................17
FASE 1: KERNEPROCESSER ..........................................................................................................18
EGNETHED AF FORGASNINGSTEKNOLOGIER........................................................................................19
Fixed bed forgassere......................................................................................................................19
Fluidbed forgassere.......................................................................................................................20
Entrained flow ...............................................................................................................................21
ANLÆGSSTØRRELSER OG MULIGHEDER FOR OPSKALERING.................................................................21
SAMMENSÆTNING AF GAS...................................................................................................................24
PROCESTRIN FOR SYNTESEGAS TIL FREMSTILLING AF ENTEN AMMONIAK ELLER METHANOL..............24
Forbehandling af biomasse ...........................................................................................................24
Torrefaction............................................................................................................................................... 24
Forgasseren ...................................................................................................................................28
VIDERE PROCESTRIN TIL FREMSTILLING AF METHANOL ......................................................................29
Reaktor til syntese af methanol......................................................................................................29
Justeringsmuligheder for at opnå en velegnet syntesegas .............................................................30
Rensning af syntesegas ..................................................................................................................30
COS/H 2S ................................................................................................................................................... 31
Partikler..................................................................................................................................................... 31
Tjære ......................................................................................................................................................... 31
Alkali......................................................................................................................................................... 31
Svovl ......................................................................................................................................................... 31
CO 2............................................................................................................................................................ 31
Destillation af methanol.................................................................................................................33
VIDERE PROCESTRIN TIL FREMSTILLING AF AMMONIAK......................................................................33
Rensning af syntesegas til fremstilling af ammoniak .....................................................................33

Ammoniakreaktor ..........................................................................................................................33
PRODUKTION AF ILT VED LUFTSEPARATION ........................................................................................35
Kryoteknik......................................................................................................................................35
Membranteknik ..............................................................................................................................35
GASTURBINER.....................................................................................................................................37
VURDERING AF TEKNOLOGIMODENHED ..............................................................................................40
ANLÆGSOMKOSTNINGER ....................................................................................................................40
FASE 2: ENERGIINTEGRATION ....................................................................................................40
VARMEGENVINDING ...........................................................................................................................40
DAMPTURBINEANLÆG ........................................................................................................................41
KOMPRESSORER..................................................................................................................................42
ANALYSER AF PROCESINTEGRATION VED METHANOLSYNTESE...........................................................42
Sammenligning af resultater..........................................................................................................48
ANALYSER AF PROCESINTEGRATION VED AMMONIAKSYNTESE...........................................................51
FASE 3: ØKONOMI OG FØLSOMHEDSANALYSER..................................................................56
FASE 4: PROCESSTATUS OG UDVIKLINGSBEHOV.................................................................58
HÅNDTERING AF BIOMASSE ................................................................................................................58
FORBEHANDLING AF BIOMASSE ..........................................................................................................59
FORGASNING.......................................................................................................................................59
KONKLUSION.....................................................................................................................................59
OPSUMMERING AF RESULTATER..........................................................................................................60
Methanol........................................................................................................................................60
Ammoniak ......................................................................................................................................61
Bio-ammoniak oplagt som CO2 reducerende tiltag .......................................................................61
AFSLUTTENDE BEMÆRKNINGER..........................................................................................................62
REFERENCELISTE............................................................................................................................64
ANDEN LITTERATUR.......................................................................................................................65
FORKORTELSER...............................................................................................................................66
APPENDIX A: GASTURBINER ........................................................................................................67
APPENDIX B. LUFTSEPARATION MED KRYOTEKNIK. .........................................................70
APPENDIX C: ILTSEPARATION MED ION TRANSPORT MEMBRANER ............................72
APPENDIX D: IBUS KONCEPT – VIRKNINGSGRADER ...........................................................75

PSO 2005-2 6422
Executive Summary
Seeking the goal of substituting the excessive use of fossil fuels in the transporting
sector, among others for reducing the emission of carbon dioxide to the atmosphere
and for improving reliability on energy supply, the production of methanol or ammonia,
based on biomass, might be attractive fuel solutions to alternatives like bio
ethanol, hydrogen storage or electrical accumulators. The overall goal is to identify
the potential for converting biomass to ammonia or methanol and thereby identify
efficient process routes for using biomass as fuel for transportation.
Ammonia and methanol are fuels of high energy density with respect to both mass
and volume and comparable with ethanol. In addition, methanol can serve directly as
a fuel in certain fuel cells, whereas ammonia at the end user (vehicle) easily and very
efficiently can be converted to hydrogen (common fuel for fuel cells). Finally,
production of bio ammonia holds the potential for efficient separation of carbon
dioxide, generated when exploiting the heating value of biomass, making this fuel
process route a “carbon dioxide remover” rather than neutral to atmosphere emissions
of carbon dioxide.
Large scale industrial synthesis of ammonia and methanol are some of the most
important and optimized chemical processes. So far, the normal feedstock for
producing the synthesis gas is fossil fuels like natural gas, oil or coal. However, the
synthesis gas can as well be produced from biomass by gasification.
Studies have indicated that methanol can be synthesized from biomass using
Fischer-Tropsch process with an overall energy efficiency of around 50%. The
production of ammonia from biomass feedstock is far less described.
In both cases however, the production processes are rather complex and energy
intensive. Consequently, a key issue, in terms of energy efficient production, is
extensive energy and process integration.
The present study evaluates techno-economical suitable technologies for pretreatment
and gasification of biomass to be integrated with large scale synthesis technology
for ammonia or methanol. Process integration on a conceptual design level is
applied systematically to a number of scenarios in order to achieve economical
feasible and efficient conversion from biomass to useful products like bio fuel
(ammonia or methanol), net electricity production and eventually the potential for
district heating. Among others the optimization tool “WS.HEN-Explorer”, developed
by Weel & Sandvig, is used for identifying optimal heat exchanger network configurations.
The study shows that ammonia can be produced from biomass with a slightly higher
efficiency than methanol giving the same turbine and compressor technology level.
An investigation, applied for identifying the potential for improvement of concepts
described in the literature, showed 55% increase on gross power production from the
steam turbine system corresponding to 41% increase on net power to be exported
from the plant. The improvement was achieved solely by improved energy integration
with the steam system on identical process streams.
Another investigation reveals a possible conversion of the energy content of woodchips
(30% moisture) to methanol (41%) and to electricity (8% to 11.5%) all depending
on amount of district heat exported (34% to 0%) respectively, implying total
conversion efficiency of useful products of 83.1% and 52.5% respectively. All
efficiencies refer to higher heating values.
1

PSO 2005-2 6422
Similarly, the studies on ammonia production show conversion efficiencies of the
same biomass feedstock to ammonia (46%), to electricity (7.6% to 10.1%) and to
district heat (31% to 0%) respectively, implying total conversion efficiency of useful
products of 84.3% and 55.8% respectively.
Scenarios on production costs of bio fuels and sensitivity analyses are applied to the
various plant concepts. The sensitivity analyses include sensitivity to price of
biomass feedstock, price of electricity, price of district heat, relative investment index,
real interest rate and plant size (capacity).
2

PSO 2005-2 6422
Resumé
I dette forstudie undersøges om ammoniak og methanol kan være velegnede
brændsler at konvertere energikilder til i fremtidens energiforsyning. Energikilder
betyder i praksis i denne sammenhæng i sidste instans solen, og hovedsageligt i
form af biomasse brændsel. Brændsel bruges i denne rapport i betydningen et stof
eller sammensætning af stoffer, som ved oxidation frigiver energi.
Undersøgelserne omfatter termisk forgasning af biomasse i en entrained flow
forgasser, syntese til ammoniak eller methanol og optimering af muligheder for
procesintegration. Der er lavet forskellige scenarier for procesintegration, hvor der er
varieret på forholdet mellem udbytte af el og brændsel (methanol eller ammoniak),
samt mulighed for leverance af fjernvarme.
Virkningsgrader ved konvertering til nyttige produkter
Der er opstillet et par scenarier for at sammenligne nogle resultater fra en lignende
undersøgelse af fremstilling af bio-methanol (ref. 11).
For at kunne lave en ordentlig sammenligning i dette tilfælde er der antaget identiske
procesforhold i selve methanolfremstillingen og set på hvilke potentialer der er for
forbedringer på nettoelproduktion samt potentiale for levering af fjernvarme.
I denne delundersøgelse er der således alene ved optimering af energiintegration
identificeret et forøget udbytte af nettoelproduktion svarende til 41% (se Tabel 1) og
11%, hvor der i sidstnævnte tilfælde så samtidig leveres en stor andel fjernvarme.
Hertil skal bemærkes at det hollandske studium ikke har inddraget muligheden for
fjernvarme.
Et mål i projektet har været at kunne påvise effektivitetsforbedringer i størrelsesordnen
10-20% ved optimering af energiintegrationen i foreliggende studier af methanolproduktion
baseret på biomasse. Dette mål er således rigeligt nået.
Forbedringen i konverteringsgraden af nyttige højværdiprodukter (el og methanol)
kan således udregnes til godt 9% eller til 16% hvis el vægtes i forhold til den virkningsgrad,
som man normalt vil kunne producere el med på basis af biomasse i et
moderne anlæg.
Det bemærkes hertil at denne forbedring alene er opnået ved at optimere på
varmegenvindingen og altså uden at ændre selve methanolfremstillingens kærneprocesser
og optimere procesparametre.
Weel & Sandvig
C. Hamelinck, A.Faaij Concept 1 Simple GT + District heat
Efficiencies (HHV) Original WS* improv. WS** improv. MeOH low MeOH high
Net electricity output [MW] 47.9 67.6 41% 53.2 11%
MeOH/Biomass input 0.376 0.376 0.376 0.216 0.411
(MeOH+power)/Biomass input 0.488 0.534 9.4% 0.500 2.5% 0.420 0.491
(MeOH+power+District heat)//Biomass input 0.488 0.534 9.4% 0.803 64% 0.760 0.831
(MeOH+power/0.45+District heat)/Biomass input 0.625 0.727 16% 0.954 53% 1.009 0.929
*) Concept 1 WS optimization of HEN, same steam pressure/temperature 86 bar/510 C
**) Concept 1 WS optimization of HEN, steam pressure/temp. 140 bar/ 540 C + district heat
Tabel 1. Fremstilling af bio-methanol: sammenligning af virkningsgrader af forskellige
nytteprodukter i nærværende studium med et lignende hollandsk studium (C. Hamelinck,
A. Faaij, Ref. 11). I nærværende studium er der kun efteroptimeret på varmeintegrationen
for at opnå øget elproduktion og mulighed for leverance af fjernvarme. De to
kolonner længst til højre viser nogle af resultaterne fra vore beregninger med entrained
flow forgasning. Til disse resultater bemærkes at her er antaget noget lavere polytropvirkningsgrader
i visse turbiner og kompressorer i methanolprocessen, i forhold til
antagelserne i det hollandske studium.
3

PSO 2005-2 6422
Studiet omfatter tillige undersøgelser hvor methanolprocessen (se bl.a. to kolonner
længst til højre i Tabel 1) indgår i optimeringen. Disse undersøgelser har dog ikke
umiddelbart egnet sig til sammenligning, idet der er nogle væsentlige forskelle i
antagelser om visse centrale komponenters effektivitet.
I forbindelse med vore undersøgelser af fremstilling af bio-ammoniak har vi ikke
fundet lignende undersøgelser, som kunne udgøre et grundlag for sammenligning.
Undersøgelserne af produktion af bio-ammoniak har vist endnu højere konverteringsgrader
end methanol-studierne.
Ifølge studierne kan bio-ammoniak fremstilles med en konverteringsgrad på 46%
(HHV) med en samtidig eleksport på 10% svarende til en konverteringsgrad på 56%
(HHV) af højværdige nytteprodukter.
Hvis der også er mulighed for at afsætte fjernvarme viser resultaterne at en konverteringsgrad
til nytteprodukter (NH3, el og fjernvarme) på mere end 93% er realistisk
med dagens teknologi.
Dertil kommer at bio-ammoniak har en meget gunstig position i forhold til en politisk
dagsorden om reduktion af drivhusgasser, idet det er nærliggende at betragte bioammoniak
ruten ikke blot som CO2-neutral men derimod som en ”CO2-støvsuger” af
atmosfæren.
Forklaringen er, at i ammoniakprocessen, som foregår på et stort centralt anlæg,
frigives hele indholdet af kulstof i biomassen (som jo stammer fra planternes optag af
atmosfærens indhold af CO2) igen i form af CO2 og er allerede separeret fra i
koncentreret form. Derved er det forholdsvist enkelt at deponere denne CO2 på
egnede steder idet det stort set kun kræver tryksætning og transport.
Potentialet for CO2-reduktion, ved at vælge ruten med bio-ammoniak, er derved rundt
regnet dobbelt-op i forhold til kulbrintebaserede biobrændsler, som eksempelvis
ethanol, methanol eller DME (dimethylæter), idet separation og transport til deponi af
CO2 dannet ved slutanvendelsen normalt ikke er en realistisk og praktisk mulighed
og specielt ikke i transportsektoren.
Undersøgelsens resultater viser at bio-methanol og bio-ammoniak kan produceres
mere effektivt (med højere konverteringsgrader af højværdige nytteprodukter, som
det raffinerede brændsel og elproduktion), end foreliggende brugbare 1 danske
opgørelser over produktion af bio-ethanol. En estimering af virkningsgrader af IBUS
konceptet findes i Appendix D: IBUS koncept – virkningsgrad.
Produktionspriser
Der er undersøgt til hvilke priser methanol og ammoniak kan produceres til i de
forskellige processcenarier. Undersøgelserne viser at hvis spildvarmen fra processen
kan sælges som fjernvarme til en pris på 200 kr./MWh bliver produktionsprisen på
methanol eller ammoniak væsentlig lavere (en prisreduktion på mellem 58% og
38%). I undersøgelsen er nået frem til at methanol (”methanol low”) kan fremstilles til
54 kr./GJ, når der samtidigt produceres meget el og fjernvarme og til 130 kr./GJ, hvis
der ikke er mulighed for at levere fjernvarme. I et andet scenarium, hvor methanoludbyttet
er væsentligt højere, er produktionspriserne med og uden mulighed for salg
af fjernvarme hhv. 64 kr./GJ og 110 kr./GJ.
Tilsvarende produktionspriser for ammoniak er 67 kr./GJ og 109 kr./GJ med og uden
fjernvarme salg hhv.
1 Ifølge oplysninger fra IBUS. Biogasol har også været kontaktet. Desværre og noget overraskende
meddelte Biogasol at de så sig ude af stand til at indsamle og levere data til brugbare masse- og
energibalancer for deres proceskoncept, hvorfor sammenligning her ikke er mulig.
4

PSO 2005-2 6422
Produktionspriserne er mest følsomme i tilfældene, hvor der også sælges fjernvarme,
og er især følsomme overfor prisen på biomassen. I scenarierne med høj elproduktion
er produktionsprisen også følsom over for el- og fjernvarmeprisen.
Indledning
Anvendelse af brint, enten som et direkte brændsel i et brintsamfund eller til fremstilling
af andre typer af brændsler til transportsektoren, kan på sigt vise sig at være en
løsning, som opfylder en række krav af både miljøpolitisk, ressourcemæssig og
politisk art.
De miljøpolitiske aspekter knytter sig især til intentionen om begrænsning i udledning
af CO2 til atmosfæren for at moderere den herfra afledte drivhuseffekt. De ressourcemæssige
aspekter er bl.a. en mindre afhængighed af de begrænsede reserver der
er af let tilgængelige og let anvendelige fossile brændsler og de politiske aspekter er
bl.a. et ønske om i højere grad at gøre den Vestlige verden mere selvforsynende
med energi og dermed mindre afhængig af en række eksterne områder, hvorfra en
stor del af fossile brændsler i dag udvindes.
De miljø- og ressourcemæssige aspekter udtrykkes ofte med et enkelt ord: ”bæredygtighed”
og tidligere ”bæredygtig udvikling” (”sustainable development”), som i
1987 blev fremført i FN’s rapport ”Vor Fælles Fremtid” (Brundtlandrapporten).
Begrebet bæredygtighed i relation til dækning af vores behov for energiforsyning er
særdeles komplekst. Ikke desto mindre er begrebet i vide kredse i realiteten konkretiseret
til bestemte teknologier og forsyningskilder og normalt uden angivelse af eller
stillingtagen til, i hvilket omfang der er tale om.
Det er imidlertid vigtigt at et begreb som bæredygtighed knyttes tæt sammen med
begrebet rationel i relation til både anvendelse og fremstilling for at få et dybere og
mere sammenhængende billede af hvilke muligheder, der reelt er i spil og konkurrerer
indbyrdes.
Således også i tilfældet med fremstilling af brint som energibærer (brændsel), hvor
brint i al væsentlighed forudsættes fremstillet på basis af eller ved hjælp af indirekte
solenergikilder, som biomasse, vandkraft, vindkraft eller direkte fra solstråling.
Tidshorisonten for at realisere et såkaldt brintsamfund, hvor brint fungerer som det
primære brændsel ved slutanvendelsen, synes dog lang i relation til nuværende
teknologistade og udviklingshistorik. Mange af de involverede teknologier er stadigvæk
- trods årtiers forskningsindsats - ikke modne, praktiske og tilstrækkeligt
energieffektive. Specielt ikke når økonomi også tages i betragtning.
Til gengæld er der efterhånden kommet en betydelig forretning i gang inden for flere
energiforsyningskilder som vind, biomasse og på det seneste også solceller. Det er
ofte først på dette stadium (hvor der er kommet betydelige økonomiske interesser i
spil), at der for alvor kommer gang i den teknoøkonomiske udvikling. Dette involverer
en effektivisering både af teknologien og produktionsprocessen, som gør den
billigere og på længere sigt muligvis konkurrencedygtig uden behov for tilskud. Dette
taler for at udviklingen kan ske hurtigere end før nævnte.
Hidtil har fokus fra dansk side især været på bioethanol fremstillet på basis af bl.a.
restprodukter fra landbruget, som et bud på et bæredygtigt brændsel til transportsektoren.
5

PSO 2005-2 6422
En væsentlig hurdle for alle hidtil kendte teknologier til konvertering af biomasse til
velegnede brændsler (herunder brint) til transportsektoren er, at der optræder
anseelige tab i den samlede proceskæde fra energikilden over brintbærer til slutanvendelsen.
Såvel methanol som ammoniak har imidlertid egenskaber, der kan gøre dem mere
velegnede i et fremtidigt samfund, hvor man vil satse på brint som slutbrændsel.
En af begrundelserne er at både ammoniak og methanol forholdsvist let over
katalysatorer kan omdannes til brint, hvor der oven i købet ved denne proces er
mulighed for at konvertere en vis mængde spildvarme ved en temperatur over 300 C
(som ofte er til rådighed ved slutanvendelsen) til en tilsvarende brændværdi i brinten.
I tilfældet med ammoniak er det således muligt at producere brint med en brændværdi,
som er op mod 11% (HHV) eller 13% (LHV) højere end den, der var i den
konverterede ammoniak. Dette giver et væsentligt plus i den samlede virkningsgrad
af procesruten.
For methanol kan konverteringen til brint ske ved dampreformering ved et temperaturniveau
på 200-300 C. Mængden af spildvarme, der kan overføres til brint, er her
op til 7.7% (LHV) af den konverterede methanol.
En anden begrundelse er at produktion af bio-ammoniak på lige fod med bio-brint
giver en nærliggende mulighed for at fraseparere kulstoffet i biomassen som en
koncentreret CO2 gas, der kan deponeres. Derved opnås en dobbelt effekt i reduktion
af CO2 udledning i forhold til konvertering til ethanol, DME eller methanol.
Indledende analyser indikerer, at der kan opnås virkningsgrader, der gør både
ammoniak- og methanolruten attraktive i sammenligning med mulige alternativer.
Et mål i dette projekt er derfor gennem anvendelse af procesintegration at fremkomme
med industrielle procesruter på et konceptuelt niveau, som kan gøre vejen til et
brintsamfund kortere eller evt. anvise attraktive alternative ruter.
Herunder belyses, hvorledes nogle af de mulige processer rangerer i forhold til
hinanden mht. effektivitet og omkostninger.
De primære råstoffer og ressourcer til produktion af hydrogenbærere i form af
methanol eller ammoniak antages at være biomasse og elektricitet.
Såfremt projektet bekræfter indikationer fra indledende undersøgelser er det endelige
mål at identificere hvilke yderligere forsknings- og udviklingstiltag, der er behov for,
for at modne teknologierne.
Baggrund
Håndtering af brint
En væsentlig barriere for et fremtidigt brintsamfund er problematikken med den
praktiske håndtering af brint. Ren brint har blandt flere den ulempe at molekylevægten
er meget lav. Med andre ord: brint fylder meget, hvilket især er et problem i
forbindelse med anvendelse i transportsektoren. Der har i mange år været forsket i at
finde frem til effektive, sikre, praktiske og økonomisk acceptable metoder til lagring af
brint.
6

PSO 2005-2 6422
De muligheder man arbejder med til transportsektoren er bl.a. komprimeret brint i
trykflasker af stærke og lette kompositmaterialer (fx ved et tryk på 300-800 bar),
flydende brint ved meget lav temperatur, lagring i metalhydrider eller i nanostrukturer
af bl.a. kulstof (ved diffusion). Man arbejder også med at lagre brint i form af andre
stoffer (molekyler) som fx ammoniak (NH3) eller egnede kulbrinter, hvor brint ved en
kemisk reaktion forholdsvis let kan frigøres. Sådanne stoffer omtales i denne
forbindelse som brintbærere.
For noget tid siden har forskere ved DTU præsenteret en metode til lagring af brint
på fastform i form af salte som fx. Mg(NH3)6Cl2. Denne form for ”brintlagring”, hvor
ammoniak er den egentlige hydrogenbærer, kræver at brinten omformes til ammoniak
og bindes i saltet. Når brændslet skal udnyttes, opvarmes saltet moderat, hvorved
ammoniakken frigives og kan konverteres tilbage til brint inden anvendelse.
Energimæssige betragtninger og effektivitet
Konverteringer af brændsel kræver ressourcer og betyder, i en samlet betragtning,
altid tab i form af mistet arbejdspotentiale (mulig nytteværdi af energiformen).
I forbindelse med offentliggørelsen af ”brintpillen” blev der fra forskningskredsen 2 i
”Fremtidens brintsamfund” anført, at der er behov for at regne på energibalancen i
projektet, hvad det koster at fremstille og lagre ammoniak og konvertere det (tilbage)
til brint (ref. 1).
For at få et overblik over de komplekse sammenhænge og seneste teknologiske
muligheder, er det således yderst relevant løbende eller med jævne mellemrum at
gøre holistiske betragtninger på forsyningskæderne i tilvejebringelsen af energiforsyningen
og hvorledes de forskellige forsyninger spiller sammen. Dermed kan man
bedre sikre at der foregår en målrettet indsats i bestræbelserne på at nå frem til en
effektiv anvendelse af fremtidige ressourcer til at dække energiforsyningen med.
Foreløbige studier viser at man kan fremstille methanol ud fra biomasse med en
virkningsgrad (målt på brændværdi) på over 50%. Produktion af ammoniak ud fra
biomasse er kun beskrevet i meget begrænset omfang. Processerne er i begge
tilfælde ganske komplekse, bestående af en række enhedsoperationer.
Et meget vigtigt element i konverteringsprocessernes samlede effektivitet fra
biomasse til methanol eller ammoniak er derfor hvorledes procesanlæggene er
integreret.
Weel & Sandvig har gennem en række studier på ammoniak- og methanolanlæg vist
at med øget energiintegration (både på el- og varmesiden) kan energiforbruget
reduceres med 10–15% når råstoffet er naturgas (ref. 2 og 3).
Det samme potentiale eller endnu større forbedring (15-20%) må forventes at kunne
opnås i de processer, der er udviklet i studier af methanolproduktion (og ammoniakproduktion)
baseret på biomasse. Dette begrundes primært med at disse procesteknologier
stadigvæk er i en udviklingsfase, hvor en række praktiske hensyn og
problemer stadigvæk har potentiale for forbedringer og derfor har fokus i mindre grad
været på optimal energiintegration.
2 Ib Chorkendorff, Fysikprofessor ved DTU, leder af et tværgående forskningsprojekt om brintsamfundet.
7

PSO 2005-2 6422
Produktion af ammoniak, methanol eller ethanol ud fra biomasse
Syntesegassen til produktion af ammoniak eller methanol på basis af biomasse
fremstilles ved partiel oxidation af biobrændsel med efterfølgende procestrin til
justering af sammensætningen af syntesegassen. Processerne er meget energiintensive
og foregår ved høje temperaturer med et væsentligt behov for tilførsel af
arbejde fordi en del procestrin inkluderer komprimering af procesgasser til høje tryk.
For at opnå en høj virkningsgrad er det derfor essentielt at procesanlæggene udføres
med omfattende energiintegration og kombineret produktion af el og varme.
National Research Energy Laboratory (NREL) i Colorado har udført et studie (ref. 5)
af processer, varmeintegration og økonomi ved fremstilling af brint ud fra biomasse.
Den væsentligste forskel til nærværende projekt er at slutproduktet er brint i stedet
for methanol og/eller ammoniak, hvilket betyder at kravene til syntesegassens
sammensætning er anderledes og at der skal flere procestrin til. NREL studiet har
således været et naturligt udgangspunkt for projektet her.
I et hollandsk studie fra 2001 (ref. 11) er der udført systemanalyse på konverteringskoncepter
i forbindelse med produktion af methanol og brint ud fra biomasse. Dette
studie har ligeledes været et naturligt udgangspunkt og har også tjent som sammenligningsgrundlag
i undersøgelserne af methanol.
Lidt historik på fremstilling af methanol
En moderne fremstillingsmetode af methanol (træsprit) på basis af syntesegas (fra
kulforgasning) blev udviklet i 1923 af tyskeren Matthias Pier.
På daværende tidspunkt var der en rivende udvikling i gang på Kaiser Wilhelm
Institut i Mülheim/Ruhr i Tyskland i fremstilling af flydende brændstoffer på basis af
brunkul, som Tyskland havde rigeligt af i modsætning til olie. De to tyske kemikere
Franz Fischer og Hans Tropsch udviklede således i 1920’erne en proces til fremstilling
af syntetiske flydende brændsler på basis af en feed-gas bestående af CO og H2
produceret ved forgasning af kul. Feed-gassen bestående af kulilte og brint kaldes
derfor også for syntesegas.
Konverteringen af syntesegas til flydende brændsler krævede i starten meget høje
tryk og temperaturer med de metalkatalysatorer man havde udviklet.
Det er især udviklingen af bedre katalysatorer, ofte af jern eller cobalt, som har banet
vejen for de største fremskridt i retning af mere rentabel produktion af syntetiske
flydende brændsler.
Navnene Fischer-Tropsch (FT-proces) knytter sig i dag til en række processer til
fremstilling af flydende brændstoffer på basis af syntesegas.
Den originale Fischer-Tropsch proces kan beskrives med følgende reaktionsligning
hvor n er et positivt helt tal:
( 2 1)
⋅ H + nCO → C H + nH
n + 2
n ( 2n+
2)
2
O
Nu om dage er produktion af methanol en betydningsfuld, veludviklet og optimeret
proces, som primært sker på basis af naturgas. I 1997 blev således 86% af en
samlet produktion på cirka 27 mio. tons fremstillet på naturgas. Omkring en trediedel
blev anvendt i brændstofindustrien og totrediedele i anden kemisk industri (ref.4).
8

PSO 2005-2 6422
Lidt historik på ammoniakfremstilling
Syntetisk fremstilling af ammoniak er ligesom processen til fremstilling af methanol
en veludviklet og ganske optimeret proces. Ammoniakproduktion er en af de
allermest betydningsfulde kemiske industrier målt på energiintensitet. Processen blev
udviklet frem til 1908 i Tyskland af kemiker Fritz Haber og efterfølgende industrialiseret
af BASF (under ledelse af Carl Bosch) kort før 1. Verdenskrig (ammoniak var
vigtig i produktion af sprængstof). Selve synteseprocessen kaldes derfor Haber-
Bosch processen, hvor man under højt tryk og temperatur på en jernbaseret katalysator
forener brint og kvælstof til ammoniak.
Forklaringen på at hele fremstillingsprocessen af ammoniak er meget optimeret
ligger i at det gennem mange årtier har været en af de mest betydningsfulde
processer i den kemiske industri både mht. energiintensitet og produktionsmængde
og derfor har der været væsentlige økonomiske interesser i gradvist at kunne
forbedre processen, efterhånden som teknologiudviklingen gjorde det muligt.
Lignende forhold gør sig gældende for fremstilling af methanol.
Syntesegassen til ammoniak fremstilles i dag primært ud fra dampreformering af
naturgas.
Hele processen er ganske energiintensiv, idet den involverer en række reaktionstrin,
absorptions- og separationsprocesser og recirkulering, som foregår ved meget
forskellige temperatur- og trykniveauer. For at opnå en energieffektiv produktion er
det derfor essentielt, at der er omfattende energigenvinding (procesintegration)
mellem de enkelte procestrin.
Eftersom en del af processerne forgår ved høje tryk og temperaturniveauer i et
korrosivt miljø, stiller det høje krav til procesudstyret og forudsætter ofte anvendelse
af kostbare materialer.
De store investeringer forudsætter intensiv drift (visse anlæg kører nonstop i 2-3 år
mellem planlagte stop for vedligeholdelse) og store enheder idet det meste procesudstyr
er forholdsmæssigt billigere i store størrelser. Det er således mest rentabelt at
bygge meget store anlægsenheder (> 1000 t/d) når der skal fremstilles ammoniak.
I tilfældet, hvor råvaren er biomasse, kan det dog vise sig at det er optimalt med
noget mindre enheder, idet omkostning til transport af biomasse kan udgøre et
væsentligt bidrag.
Mål med projektet
Det er målet at belyse hvilke muligheder og potentialer der er inden for rækkevidde
med henblik på mest effektivt at fremskaffe brint på basis af biomasse, som et
håndterbart brændsel til eksempelvis transportsektoren via en brintbærer i form af
methanol eller ammoniak. Projektet fokuserer på effektive konverteringer af energiressourcer,
så de er anvendelige og hensigtsmæssige.
Et andet mål er at vise, at det er muligt at nå frem til designkoncepter for el- og
varmeintegrerede ammoniak- og methanolfabrikker med biomasse som råvare, som
har en effektivitet der potentielt er 10-20% højere end de procesruter, som hidtil har
været undersøgt.
Det er tillige et mål at undersøge mulighederne for at opnå en forøget konverteringsvirkningsgrad
ved at producere eloverskud ved integration med andre processer.
9

PSO 2005-2 6422
Endelig er projektet et forstudie i, hvilken energieffektivitet man kan forvente det vil
være realistisk at kunne opnå, samt hvilken effektivitet der vil være mest rentabelt på
anlæg til fremstilling af methanol eller ammoniak ud fra biomasse.
Indhold og fremgangsmåde
Projektet er delt op i følgende fire faser:
Fase 1: Kerneprocesser
Med baggrund i eksisterende forgasningsteknologier er der undersøgt, hvilke
reaktionstrin der er optimale for justering af gassens sammensætning med henblik på
den endelige slutsyntese til ammoniak eller methanol. Herunder er der udført energi-
og massebalancer for de involverede kerneprocesser. Ved procesreaktioner er der
taget udgangspunkt i kendt teknologi, som har været demonstreret enkeltstående og
under lignende proceskonditioner.
Fase 2: Energiintegration
Ud fra de valgte delprocesteknologier er mulighederne for at forbedre energieffektiviteten
ved varmeintegration og kombineret produktion af el og varme undersøgt.
Hertil er der anvendt generelle simuleringsværktøjer (WMG-sim) samt
optimeringsværktøjer, som er specielt udviklet til optimering af varmeintegration
(WS.HEN-Explorer og WS.Pinch).
WS.HEN-Explorer er et unikt program til optimering af varmeintegrerede diskrete
systemer. Weel & Sandvig har med succes anvendt dette værktøj i raffinaderiprocesser
og ved analyse og optimering af ammoniak- og methanolfabrikker.
Fase 3: Økonomi og følsomhedsanalyser
Der er udført en række overordnede økonomiske analyser af de proceskoncepter,
som er optimeret under punkt 2. Anlægsomkostninger er estimeret ud fra skalering af
priser på procesudstyr (f.eks. shift-reaktor, dampturbine, kompressor) til de størrelser,
som undersøgelserne viser der er mest hensigtsmæssige. Derudover er der
anvendt investeringsmæssige installationsfaktorer, som i litteraturen er tilgængelige
for det nødvendige procesudstyr.
Ved undersøgelserne tages udgangspunkt i et anlæg med en indfyret effekt på 200
MW biomasse (LHV). Dette giver en døgnproduktion af methanol på mellem 186 tons
og 353 tons (afhængig af koncept) eller en døgnproduktion af ammoniak på 395
tons. Energiindholdet i en sådan brændselsproduktionskapacitet svarer til at kunne
dække omkring 2.5% af energibehovet til bilparken i Danmark.
En sammenligning af muligheder vil finde sted med afdækning af fordele og ulemper
og opgørelse af den samlede effektivitet fra kilde til slutanvendelse.
Fase 4: Processtatus og udviklingsbehov
Der udredes, hvor der er behov for yderligere modning af procesteknologi eller
decideret forskning og udvikling med hensyn til teknologier, som er involveret i den
10

PSO 2005-2 6422
kombinerede fremstilling af el, varme, methanol eller ammoniak på basis af biomasse.
Energimæssige betragtninger ved fremstilling af brint
Brint, som det dominerende brændsel i et fremtidigt brintsamfund, betragtes af
mange som en ideel løsning på dækning af vores energibehov. Imidlertid er der, som
tidligere nævnt, en række forhold der gør at brint ikke umiddelbart og slet ikke på
markedsmæssige vilkår fortrænger andre brændsler og former for energiforsyning.
Reformering af fossile brændsler
Nutidens produktion af brint (H2), som primært bruges til fremstilling af ammoniak, til
fremstilling af methanol eller på olieraffinaderier, sker i overvejende grad og de fleste
steder billigst ved reformering af fossile brændsler (primært naturgas).
Reformering af naturgas foregår ved høj temperatur (cirka 800 C), og der er overskud
af varme fra processen. Der kan derfor produceres damp ved høj temperatur,
som kan udnyttes til andet formål som eksempelvis fremstilling af el. Derved kan der
netto eksporteres el fra anlægget.
Afhængig af om varmeoverskuddet udnyttes eller ej bliver energivirkningsgraden
(baseret på øvre brændværdi) for processen i et moderne anlæg mellem 89% ref. 6
og 82% hhv. Brinten forefindes her ved et procestryk på 26 bar og med en renhed på
99.95 mol%.
Elektrolyse
Brint produceres også i større omfang ved elektrolyse af vand (hovedsageligt hvor
der er adgang til billig strøm fra vandkraft). Hvis brint produceres ved elektrolyse er
virkningsgraden ifølge ref. 7 i større kommercielle anlæg ultimo 2003 ikke over 73%
(alkalisk elektrolysør fra Norsk Hydro Electrolysers AS), når virkningsgraden er
defineret som øvre brændværdi af brint (HHV=142 MJ/kg) i forhold til anvendt
elenergi til elektrolyse, ensrettere og andet hjælpeudstyr. Opgøres virkningsgraden i
stedet i forhold til nedre brændværdi af brint (LHV=120 MJ/kg) bliver virkningsgraden
maksimalt 62% 3 .
I 2006 kan en atmosfærisk alkalisk elektrolysør (jf. produktblad fra Norsk Hydro
Electrolysers AS) producere brint med et specifikt elforbrug på 4.1 kWh/Nm 3 brint
3 Der kan være argumenter for og imod de to opgørelsesprincipper af virkningsgrad (LHV kontra HHV).
Da opgørelsesprincippet især for brint har væsentlig indflydelse på virkningsgraden, er det under alle
omstændigheder væsentligt at angive, hvilken af de to principper virkningsgraden er udregnet efter.
Man kan antage det synspunkt at ingen af de to metoder giver et særligt præcist mål for, hvilke tab mht.
nytteværdi, der er forbundet med en sådan transformation med mindre man kender slutanvendelsen af
energiformen. Er det alene effektiviteten af elektrolysen, der er interessant, vil det være rimeligt at
anvende øvre brændværdi, når der er tale om konventionel elektrolyse af vand på væskeform.
Elektricitet må karakteriseres som værende en direkte energiform med meget høj nytteværdi set i
relation til vore behov og teknologi. Brint kan karakteriseres som en indirekte energiform (et brændsel),
som ofte vil blive konverteret til elektricitet før slutanvendelse. Denne konvertering er med både dagens
og morgendagens teknologi forbundet med væsentlige tab. At man så overhovedet vil transformere er
normalvis begrundet i hensynet til muligheder for lagring og transport (mobilitet af forsyningskilde i tid og
sted).
11

PSO 2005-2 6422
svarende til en virkningsgrad på 86.5% (HHV). Lastområdet er fra 20-100%. Dertil
kommer tab i forbindelse med hjælpeudstyr.
Elektrolyse kan ske atmosfærisk eller tryksat (ofte ved 10-30 bars tryk). Det kan være
fordelagtigt at anvende tryksat elektrolyse, hvis brinten efterfølgende skal komprimeres
til et højt tryk (fx af transporthensyn), idet kompressionsarbejdet fra atmosfæretryk
til et moderat tryk på 10-30 bar udgør en væsentlig del af brændværdien af brint
og af det samlede kompressionsarbejde til langt højere tryk (200-1000 bar) 4 .
En tryksat elektrolysør kan i 2006 producere brint ved 12 bars tryk med et specifikt
elforbrug på 4.8 kWh/Nm 3 brint (jf. produktblad fra Norsk Hydro Electrolysers AS)
svarende til en virkningsgrad på 74 % (HHV). Lastområdet er her fra 50-100%.
Virkningsgraden af elektrolyseanlæg forringes med alderen (se Figur 1).
Højtemperaturprocesser er under udvikling, som ved såkaldt dampelektrolyse har
potentiale for en højere virkningsgrad end den traditionelle elektrolyse.
Jo højere temperatur elektrolysen foregår ved desto mindre elektricitet kræves for at
adskille vand i ilt og brint.
PEM (Proton Exchange Membrane) elektrolyse opgives (af Norsk Hydro), med
virkningsgrader på op til godt 80% (HHV) ved produktion af 30 bars brint (Inergon
unit). Enheden angives at være meget belastningsfleksibel med et lastområde på 5-
100% med henblik på installation i forbindelse med eksempelvis vindmøller.
Der synes dog at være et stykke endnu før en sådan enhed evt. kan konkurrere med
den konventionelle alkaliske elektrolysør i en større produktion af brint set i relation til
servicebehov, levetid af cellestakken og navnlig indkøbspris af enheden.
Figur 1. Behovet for eleffekt for en stor atmosfærisk elektrolysør stiger moderat med
anlæggets driftstid (Kilde: Norsk Hydro).
4 Kompressionsarbejdet for komprimering af brint fra atmosfæretryk til 200 bar er betydeligt og udgør
normalt mere end 8% af brændværdien (HHV) i den komprimerede brint selv med et effektivt anlæg.
Omkring halvdelen af dette kompressionsarbejde ligger i komprimering af brint fra 1 til 12 bar.
12

PSO 2005-2 6422
Termolyse
Ved en temperatur på mellem 2000 og 2500 C er der ikke længere behov for
elektricitet til adskillelsen af H2O molekylet i grundbestanddelene ilt og brint. Nedbrydningen
af H2O ved den høje temperatur kaldes termolyse. Udfordringen er her
især at finde materialer, der muliggør at man kan kontrollere og separere bestanddelene
ved det høje temperaturniveau.
Termokemisk reaktion
En anden mulighed er at fremstille brint ud fra termokemiske reaktioner som eksempelvis
i svovl-jod processen, hvor netto-reaktanten er vand og slutprodukterne er
brint og ilt. Der er tale om følgende tre kemiske reaktioner,
H2SO4 → SO2 + H2O + ½O2 (830°C)
I2 + SO2 + 2 H2O → 2 HI + H2SO4 (120°C)
2 HI → I2 + H2 (320°C)
Svovl- og iodforbindelserne, der indgår, genanvendes. Reaktionerne er endoterme,
så varme må tilføres ved de angivne temperaturniveauer (der kræves varme op til
omkring 830 C). Barriererne er her bl.a. materialer, der kan klare et korrosivt miljø
ved høj temperatur. Processen er interessant, fordi den kan generere brint med en
virkningsgrad på omkring 50% ud fra varme der primært skal tilføres ved et ganske
højt temperaturniveau (omkring 850 C). Her vil eksempelvis atomkraft være velegnet.
Ammoniak som hydrogenbærer
I den såkaldte brintpille (ammoniaksaltpille) fra firmaet Amminex, som er præsenteret
af forskere fra DTU, er metoden til lagring af brint, at brint konverteres til ammoniak,
som herefter lagres i et salt, eksempelvis Mg(NH3)6Cl2, der ved normale omgivelseskonditioner
er på fast form.
Der er således reelt tale om at benytte ammoniak som hydrogenbærer i en ”transportkasse”
lavet af et salt. Massetætheden af brint er høj i ammoniak (3/17 = 17%)
mens i saltet Mg(NH3)6Cl2 udgør brint godt 9% af massen (udregnet som:
18*1.008/(24.3+6*(14+3*1.008)+2*35.45) = 9.2%).
Når brændslet skal nyttiggøres, frigives ammoniakken fra det faste stof ved moderat
opvarmning og konverteres katalytisk til brint ved opvarmning til en temperatur på
over 300 C. Konverteringen fra ammoniak tilbage til brint kræver varme svarende til
knapt 13% af den nedre brændværdi af den ammoniak, der var til rådighed, hvor
reaktionen er:
2 NH3 + 92.5 kJ = 3 H2 + N2.
Det specifikke energiforbrug til fremstilling af ammoniak på basis af naturgas er på de
mest effektive ammoniakanlæg cirka 28 GJ/ton baseret på nedre brændværdi af
naturgas.
Konverteringen fra brint til ammoniak er exoterm og kræver en del arbejde til
tryksætning og komprimering af processerne. Dette arbejde kan produceres på basis
af spildvarme fra processen.
13

PSO 2005-2 6422
Det betyder at systemvirkningsgraden fra naturgas frem til ammoniak bliver omkring
HHV
Energiinput
eller
( NH )
fra N ( HHV )
( NH 3 )
( NH )
3 22.
5 MJ / kg
=
= 72%
( HHV )
31.
1 MJ / kg
gas
( NH )
( LHV )
3
( NH 3)
( NH )
LHV 3 18.
57 MJ / kg
=
= 66%
( LHV )
Energiinput
fra N
28 MJ / kg
gas
, når varmen fra den exoterme ammoniaksyntese i udstrakt omfang udnyttes til
kraftproduktion.
Methanol som hydrogenbærer
Methanol (CH3OH) kan ligesom ammoniak forholdsvis let spaltes katalytisk til brint og
kuldioxid ved opvarmning. Reaktionen er: CH3OH + H2O + 49 kJ = 3H2 + CO2.
Reaktionen foregår katalytisk (ligesom for ammoniak) ved en temperatur i niveauet
200 til 300 grader C.
En anden mulighed er at gennemfører ovenstående spaltning vha. elektrolyse som
kan ske ved almindelig omgivelsestemperatur. Elektrolyse af methanol kræver
omkring den halve elektricitet pr. kg brint i forhold til elektrolyse af vand (ref.0).
Massetætheden af brint i methanol er 12.5%.
Methanol fremstilles i dag primært ud fra naturgas. Energiforbruget til fremstilling af
methanol er på de bedste anlæg omkring 31.9 GJ/ton methanol, baseret på øvre
brændværdi af naturgas (ref. 9). Den øvre brændværdi af methanol er 22.7 MJ/kg,
svarende til en energivirkningsgrad fra naturgas til methanol på:
HHV
Energiinput
( CH 3OH
)
fra N ( HHV )
gas
=
22.
7
31.
9
MJ / kg
MJ / kg
3
( CH 3OH
)
( CH OH )
3
=
71%
( HHV )
En producent af udstyr (Uhde, http://www.uhde.biz) angiver et typisk specifikt
energiforbrug på basis af naturgas til at være 32.4 GJ/ton, baseret på nedre brændværdi.
Foruden at være en effektiv hydrogenbærer kan methanol også bruges direkte som
brændstof i biler med konventionelle motorer eller som erstatning for det uønskede
MTBE, som anvendes til at øge oktantallet af benzin. Brugen af methanol i f.eks. biler
kræver ikke som brint nyudviklede tankstationer og biler med brændselsceller.
Methanol kan faktisk også bruges direkte af visse typer brændselsceller. Methanol vil
derfor ligesom ethanol kunne anvendes i eksisterende systemer i løbet af meget kort
tid.
14

PSO 2005-2 6422
Methanol har dog et ret højt damptryk, som betyder at der alt andet lige vil være en
større fordampning til omgivelserne end det f.eks. gælder for ethanol. Methanol er
betydeligt mere giftig end ethanol.
Ethanol anvendes i dag flere steder som brændstof til biler. Brasilien er i særklasse
det sted, hvor det er mest udbredt. Ethanol fremstilles her ved gæring af rørsukker.
Energiressourcer og udnyttelse
Sammenligning af forskellige teknologier mht. virkningsgrader er vanskelig i kraft af
at det ofte ikke er et ens eller relevant grundlag at sammenligne på. Dette knytter sig
bl.a. til de forskellige kilder man får energiressourcen fra, forskellig nytteværdi
afhængig af slutanvendelsen og nytteværdi af forskellige biprodukter undervejs i
procesruten.
Med andre ord: man kommer let til at ”sammenligne æbler med pærer”. En anden
måde at sammenligne på kan være at beregne hvor meget af en ressource, som
man ønsker at anvende mindre af, man kan fortrænge ved anvendelse af en ny
teknologi eller ressource.
Energikilder, tilgængelige med dagens teknologi, er her opdelt i to grupper:
1. Den ene gruppe af energikilder og brændsler knytter sig enten direkte eller
indirekte til solens indstråling af lysenergi til jordkloden enten nu eller tidligere.
Denne energikilde kan udnyttes i form af bl.a. solceller, solvarme, vindkraft,
bølgekraft, vandkraft, biomasse og fossile brændsler. Rækkefølgen er her
forsøgt stillet op i forhold til hvor direkte energien i solens indstråling bliver eller
er blevet udnyttet eller lagret. Jo mere direkte solenergien kan udnyttes,
desto mindre tab og dermed større udnyttelsespotentiale er der mens omvendt
jo længere hen i rækken man kommer jo mere holdbart er energien lagret.
De naturlige processer, hvor indstråling af solenergi omdannes til andre
energiformer (vind, bølger, nedbør) eller lagres som et egentlig brændsel i
første omgang i form af biomasse, er alle karakteriseret ved at være (eller
var) forbundet med overordentlig store tab 5 . Disse tab ender i sidste instans
som varmestråling ud til rummet og nytteværdien er dermed tabt igen.
2. Den anden gruppe af kilder er fra grundstoffer i jorden eller andre kemiske
forbindelse end fossile brændsler. Energien kan frigives i form af kærnekraft
(fission), radioaktivt henfald eller ved kemiske reaktioner. Geotermisk energi
kommer fra jordens indre lag og opretholdes primært fra radioaktivt henfald af
5 Tab i form af exergitab (forringelse af energikvaliteten og dermed nytteværdien). Eksempelvis er
nyttevirkningsgraden ved produktion af biobrændsel fra den naturlige proces fotosyntese, hvor solenergi
omdannes til biomassebrændsel, normalt under 1%, beregnet som brændværdi af akkumuleret
biomasse i forhold til indstråling af solenergi til arealet som planten dækker. Der er således en høj pris
(både i form af lav effektivitet og krav om et stort jord- eller havareal) forbundet med at kunne oplagre
energien fra solen i biomasse. Som eksempel kan nævnes at den årlige indstråling af solenergi i
Danmark er på omkring 1000 kWh/m2 vandret flade. Dyrkes denne flade med eksempelvis hvede kan
der gennemsnitlig høstes 0.7 kg kerne og 0.4 kg strå (15% vandindhold). Brændværdien (nedre) af den
tørre biomasse er cirka 5 kWh. Dvs. 0.5% af solenergien er blevet bundet i biomassen.
Heldigvis er solens indstråling meget stor i forhold til menneskehedens nuværende forsyningsbehov af
energiressourcer. Solens indstråling til jordens ydre atmosfære på en vinkelret flade er omkring 1370
W/m 2 , hvilket svarer til at jordens atmosfære konstant udsættes for en energistråling fra solen på
omkring 1.5*10 17 W. Hvis denne effekt deles ligeligt mellem hvert af de godt 6 mia. mennesker på
jorden, er der rundt regnet 25.000 kW til rådighed per person. Til sammenligning bruger en amerikaner i
gennemsnit godt 10 kW, en dansker 5.1 kW mens gennemsnittet i verdensbefolkningen er 2.2 kW (jf.
World Resources Institute: http://earthtrends.wri.org/searchable_db/index.php). Med andre ord, vi
behøver ikke frygte at vi ”løber tør for energi”, men vi må indstille os på fremover at skulle investere flere
ressourcer på at gøre den tilgængelig og konkurrencedygtig og erkende det hensigtsmæssige i at sikre
en effektiv udnyttelse i den praktiske slutanvendelse.
15

PSO 2005-2 6422
grundstoffer. Der er dog også teorier om at der foregår fissionsprocesser efter
formeringsprincippet i jordens indre (ref. 10).
Langt den største energiressource er de kilder der knytter sig til indstråling fra solen
(punkt 1). Denne ressource er angiveligt 6 omkring 20.000 gange større end den
varmeeffekt der genereres fra radioaktive henfald i jordens indre m.m., der ved
varmeledning strømmer meget langsomt mod jordens overflade.
En fremtidig tredie kilde opstår hvis det med tiden lykkes at kontrollere fusionsprocessen
(den samme proces, som finder sted i solen), så den kan udnyttes som en
praktisk mulig og konkurrencedygtig teknologi i anlæg på jorden. Sker dette, vil det
for alvor kunne ændre perspektiverne for, hvorledes og i hvilket omfang man vil
udnytte de forskellige energikilder og energiformer. Forsøgsanlæg har været i gang i
flere årtier og et nyt stort (500 MW, 10 mia. Euro) forsøgsanlæg 7 er på vej i Cadarache
i Sydfrankrig.
Virkningsgrader af procesruter
I enhver proces, hvor der sker forandringer, er der tab involveret. Når en energiform
eller et brændsel konverteres til en anden form eller andet brændsel i en proces, er
der således tab involveret, som normalt betyder at den samlede mulige nytteværdi af
produktet er blevet mindre, end den var i råstofferne, der medgik til processen.
Tabene, der sker undervejs, accepteres for at få et raffineret og praktisk produkt i en
slutanvendelse. Det gælder naturligvis om at stræbe efter de mest hensigtsmæssige
ruter, således at man bruger mindst muligt af ressourcer samlet set, for at få dækket
en række givne behov.
Biomasse er et brændsel eller energiform, som i en del tilfælde vil skulle forbehandles
eller konverteres til et andet brændsel, for at være et hensigtsmæssigt brændsel,
som kan leve op til en række krav i slutanvendelsen.
Brint er et andet eksempel på et brændsel, som er blevet konverteret eller raffineret
ud fra andre stoffer idet brint praktisk taget ikke forefindes i ren form i naturen. Brint
produceres, som nævnt tidligere hovedsagelig ved dampreformering af methan eller
elektrolyse af vand.
I et evt. fremtidigt brintsamfund, hvor energien bæres af brændværdien af brintmolekyler
er det derfor vigtigt at anvende procesruter, som ikke giver anledning til for
meget unødigt spild af ressourcer.
Procesrute: N-gas - brint - ammoniak - brint – slutanvendelse
En procesrute, som har en ret høj samlet virkningsgrad frem til slutanvendelse er
den, hvor naturgas konverteres til først til brint og så til ammoniak og derefter tilbage
til brint umiddelbart før slutanvendelse.
Ammoniak optræder her som brintbærer og systemvirkningsgraden på procesruten
bliver når ammoniak fremstilles på moderne ammoniakanlæg med et nøgletal på 28
GJ/ton NH3.
6 http://da.wikipedia.org/wiki/Jorden#Indre_varme
7 http://www.iter.org/
16

PSO 2005-2 6422
Der er altså medgået et gasforbrug med en brændværdi (LHV) på 28 GJ for at
fremstille et ton ammoniak.
3⋅
2g
⋅120kJ
/ g −92.
5kJ
=
2 ⋅17g
⋅ 28kJ
/ g
0.
659
3⋅
2g
⋅142kJ
/ g −92.
5kJ
2 ⋅17g
⋅ 31.
1kJ
/ g
( LHV)
eller
= 0.
718(
HHV)
I ovenstående beregning er antaget at den krævede tilførte varme for til slut at
omdanne ammoniak til brint fås direkte ved afbrænding af en del af brinten.
Hvis den krævede varmetilførsel derimod kan dækkes med ”spildvarme” (ved en
temperatur over 300 C) opstået ved slutanvendelse af brinten kan man argumentere
for at systemvirkningsgraden i stedet beregnes som:
3⋅
2g
⋅120kJ
/ g
2 ⋅17g
⋅ 28kJ
/ g
=
0.
756
3⋅
2g
⋅142kJ
/ g
2 ⋅17g
⋅ 31.
1kJ
/ g
( LHV ) eller
= 0.
806(
HHV )
I tilfældet, hvor ammoniakken lagres i fast form ved absorption i saltet magnesiumklorid
Mg(NH3)6Cl2, kan der i relation til samlet systemvirkningsgrad være positive og
negative effekter forbundet hermed.
Procesrute: El – brint via elektrolyse – slutanvendelse
Denne rute kan tænkes i forbindelse med elproduktion fra vindmøller (evt. mulighed
for kun ø-drift – ingen nettilslutning) eller overskudsel taget fra et hensigtsmæssigt
forsyningspunkt i nettet. I sidstnævnte tilfælde er det især den begrænsede driftstid
på anlægget, der vil være en barriere i relation til rentabilitet. Et elektrolyseanlæg er
meget kostbart, så hvis det kun skal producere brint når der er billig strøm pga.
overproduktion vil det ikke kunne producere brint til konkurrencedygtige priser.
Man kan derfor forestille sig at for at få en tilstrækkelig driftstid på elektrolyseanlægget
anvendes en stor del af tiden el produceret på basis af biomasse eller fossile
brændsler.
Selv med en antaget elvirkningsgrad så høj som 50% på basis af biomasse eller
fossile brændsler bliver den samlede systemvirkningsgrad i energikæden der
indeholder konverteringsrækken: Naturgas -> elektricitet -> brint -> slutanvendelse
meget lav (kun 31 % LHV).
I den netop nævnte brændselskonvertering og -håndtering for at kunne erstatte
naturgas med brint ved slutbrugeren (nytteværdien) er der således sket helt afgørende
tab undervejs.
Det er derfor overordentlig vigtigt at fokusere på hvilke procesruter, der ser mest
lovende ud mht. potentiale for samlet systemvirkningsgrad og realiserbarhed i
teknisk-økonomisk forstand.
Hydrogen fra biomasse
I det tidligere omtalte NREL studium kommer man frem til en energivirkningsgrad fra
biomasse til brint på 53%. Produktionsprisen for brint (ved et tryk på 72 bar og en
temperatur på 30 C) er 9 kr./kg (svarende til 75 kr./GJ brint) ved en pris på biomasse
svarende til 23 kr./GJ.
17

PSO 2005-2 6422
For tiden fokuseres der i Danmark meget på produktion af biomassebaseret ethanol
(C2H5OH). Her kan nævnes NovoZymes, Danisco, DONG Energy (IBUS) og
Biocentrum på DTU, som arbejder inden for fremstilling af ethanol ved enzymbehandling
(forsukring) af celluloseholdigt biomasse.
Det er især enzymerne (cellulase og cellobiase), der er blevet mere effektive og
dermed har skabt grobund for at ethanol nu kan fremstilles billigere end hidtil på
basis af den nævnte type biomasse. Dog er prisniveauet på enzymer til denne
såkaldte 2. generations bioethanol (baseret på planterester som strå, flis etc.)
stadigvæk en væsentlig udgift og dermed en vigtig brik i bestræbelserne på at kunne
nå frem til en konkurrencedygtig fremstillingspris.
Generering af methanol på basis af biomasse (leveret som flis) via termokemisk
konvertering, som dette projekt omhandler, kan med dagens teknologi (bl.a. anvendelse
af gasturbine i combined cycle) fremstilles med en totalvirkningsgrad af nyttige
energiformer (el og methanol) på op til 51% (ref. 11). Andelen af el udgør her hele
24.7% af nytteværdien.
Et lignende studium (ref. 13), hvor biomasse i stedet konverteres til ethanol, angiver
en totalvirkningsgrad for nyttige energiprodukter på 48%. Heraf stammer dog kun
14% af nytteværdien fra elproduktion. Dertil kommer at det er vanskeligere at
omforme ethanol til brint end tilfældet er for methanol, hvorved anvendelsen i
brændselsceller vil involvere flere tabsgivende procestrin.
I førnævnte totalvirkningsgrader af nyttige produkter er el og brændværdi af methanol
(eller ethanol) lagt sammen som ligeværdige 8 .
Fase 1: Kerneprocesser
I relation til at skulle frembringe syntesegas baseret på biomasse til fremstilling af
methanol eller ammoniak er der blandt de eksisterende forgasningsteknologier
(bubbling fluidized bed, circulating fluidized bed, crossdraft fixed bed updraft fixed
bed, downdraft fixed bed, afarter heraf som to-trins forgasning, og entrained bed)
undersøgt:
• Egnethed.
• Nuværende størrelser og muligheder for opskalering.
• Justeringsmuligheder for at producere en velegnet gas til slutsyntese.
• Teknologimodenhed.
• Anlægsomkostninger.
8 Man kan argumentere for at el er en mere værdifuld energiform end methanol, idet der med dagens
teknologi normalt ikke produceres el med en virkningsgrad højere end 45% på basis af biomasse. En
del steder i litteraturen vægter man derfor elproduktionen med den reciprokke værdi af den mulige
elvirkningsgrad på basis af biomasse.
Omvendt kan man, nok især på længere sigt, også argumentere for det modsatte – at et brændsel i
visse tilfælde er mere værd end el, som eksempelvis hvis et brændsel (ethanol, methanol etc.) primært
produceres på basis af overskuds el.
Paradokset skyldes at værdien af el er meget afhængig af hvilket system det optræder i og værdien kan
være meget tidsfølsom, fordi der i realiteten ikke er nogen levetid på el. Med andre ord el skal anvendes
til noget nyttigt (forbrug eller konserveres i en lagringsform) i samme øjeblik det er genereret.
I et fremtidigt perspektiv er det således sandsynligt, at en stor del af den el der bliver produceret (vind,
solceller etc.), vil være mindre værd end det brændsel, som netop kan produceres på basis af den
pågældende elproduktion – ellers ville man jo ikke producere brændslet.
18

PSO 2005-2 6422
Egnethed af forgasningsteknologier
I Figur 2 er skitseret, hvorledes princippet er i nogle almindelige typer af forgassere.
Figur 2. Fire typer af forgassere og forgasningsprincipper (ref. 14).
Fixed bed forgassere
De to forgassere til venstre i Figur 2 arbejder med en fast (fixed) bed af brændslet,
hvor brændslet fastholdes af en rist- eller tragtformet bund og sidevægge. Brændslet
og dermed bedden bevæger sig dog langsomt ned efter og derfor anvendes til tider
også betegnelsen moving bed om disse typer.
Ved updraft princippet bevæger luft/gas og brændsel sig i modstrøm, hvorved
gassen er forholdsvis kold (200-300 C) når den forlader forgasseren. Luften ledes
direkte ind i forbrændingszonen gennem bundristen, hvor den sidste rest af brændslet
udbrænder. Den varme røggas passerer herefter op gennem brændselslaget
under gradvis afkøling. Først igennem en reduktionszone og videre op gennem
pyrolysezone og tørrezone. Brændslet bliver herved tørret og forvarmet inden det når
ned i pyrolysezonen. Bedden skal være permeabel for gassen, så i visse tilfælde må
der blandes forskelligt brændsel for at opnå tilstrækkelige gode strømningstekniske
og mekaniske egenskaber, så bedden ikke ”kager sammen”.
• Fordel: Updraft princippet kan håndtere de fleste former for biomasse også
selvom der er et højt vandindhold (op til 60%) og askeindhold.
• Ulempe: Updraft princippet giver et højt tjæreindhold i gassen der produceres,
som derfor må renses før det kan anvendes eksempelvis i en motor med intern
forbrænding.
I downdraft forgasseren bevæger gas og brændsel sig i medstrøm mod bunden,
hvor gassen suges ud via en kappe som omslutter brændselsbeholderen og derved
leder varmer ind til brændslet. Luften tilføres ikke nødvendigvis helt fra toppen
sammen med brændsel men kan tilføres et stykke nede i brændselslaget eller
gennem dyserør (tuyeres) helt nede i forbrændingszonen. Brændslet tørres i toppen
og vanddamp og evt. luft suges ned gennem bedden sammen med pyrolysegasser,
der dannes længere nede.
• Fordele: Gassen har høj temperatur og lavt indhold af tjære. Opstartstiden er
ret kort og den er velegnet til forbrændingsmotorer (var vidt udbredt under 2.
verdenskrig).
19

PSO 2005-2 6422
• Ulemper: Brændslet kan normalt kun have et lavt vand- og askeindhold. Størrelserne
er begrænset med en termisk effekt til maksimalt omkring 2 MW. Totalvirkningsgraden
er normalt ikke så god for de mindre downdraft forgassere.
Der findes en slags kombination af updraft og downdraft princippet i den såkaldte
(Twin Fire) forgasser (Figur 3 th.), hvor man har forsøgt at opnå de bedste egenskaber
fra updraft og downdraft forgassere.
Endelig er der Crossdraft forgasseren (Figur 3 tv) af typer med en fast bed. Forgasseren
er hurtig at opstarte og lastregulere, men er kun egnet til brændselstyper med
lavt askeindhold som træ, trækul eller koks. Forgasseren har ringe egenskaber mht.
at reducere CO2. Gassen produceres med en meget høj temperatur og har et højt
indhold af CO og et lavt indhold af brint og metan. Forgasseren kan have ustabil drift,
hvis brændselsmaterialet falder ned i forbrændingszonen.
Figur 3. Crossdraft forgasser til venstre (ref. 15) og Twin-fire forgasser til højre (ref. 16).
Fluidbed forgassere
I fluidbed forgassere (se Figur 4 nr. 3 fra venstre) er brændslet findelt og forefindes
sammen med et bedmateriale (fx sand, kalksten, koks eller aske), som er fluidiseret i
en strøm af produktgas og tilførte gasser (luft, ilt eller damp), hvorved det i flere
henseender opfører sig som en kogende fluid.
• Fordele: Hensigten hermed er bl.a. at opnå en høj varme- og stoftransport,
således at der opnås ensartede betingelser i bedden. Brændslets bevægelse
i bedden gør at aske og koksbelægninger på brændslet hele tiden bliver slidt
af, så der er god varmeledning direkte til biomassen, som derved sikrer en
høj reaktionshastighed. Typisk er opholdstiden for et stykke biomasse i størrelsen
nogle få minutter. Derved er det muligt at opskalere anlæggene, hvilket
er problematisk med en fast bed. Fluidbed har også mulighed for at håndtere
mange typer af brændsel og med et stort vandindhold og askeindhold. Der er
ingen zoner med meget høje temperaturer, så til brændsler med lave askesmeltepunkter
er fluidbed velegnede. Hvis bedmaterialet er inert kan forgasseren
reguleres ned i last blot ved at mindske mængden af brændsel i
bedden mens mængden af bedmateriale fastholdes. Reguleringshastigheden
er da også ganske hurtig idet opholdstiden for brændslet er kort.
20

PSO 2005-2 6422
• Ulemper: Anlæggene er mere komplekse og kræver en del hjælpeudstyr.
Normalt er de ikke konkurrencedygtige i små størrelser. Der bruges en del
arbejde til at overvinde tryktabet i systemet.
Fluidbed forgassere kan inddeles i bubbling bed og circulating bed og kan være
atmosfæriske eller tryksatte.
I en bubbling bed er der kun begrænset medrivning af selve bedmaterialet ud af
bedden. Brændselspartikler i gassen fjernes med cyklon og recirkuleres evt. til
bedden. I en circulating bed er gasstrømmen så stor at en del af bedmaterialet rives
ud af bedden og følger med gasstrømmen. Bedmaterialet separeres fra gassen i
cykloner og recirkuleres til bedden.
Entrained flow
Teknologien anvendes bl.a. i forgasning af kul, hvor kul forinden er malet til fint
kulstøv. Hvis brændslet er biomasse i fast form, skal det ligeledes findeles til meget
små partikler (mindre end 1 mm) eller alternativt omformes til en flydende form eller
opslæmning bestående af biocrude og knust koks ved først at pyrolysere biomassen.
Der indfyres ofte tryksat i medstrøm med ilt og damp (se Figur 4 til højre). Opholdstiden
er få sekunder og ved høj temperatur. Der er normalt ingen tjærerester og metan
i gassen. Samtidig er den volumetriske effekt høj (specielt for tryksat forgasning),
hvorved selve reaktoren bliver kompakt.
Brændslet gennemløber normalt kun reaktoren én gang og evt. ukonverteret
brændsel separeres og afbrændes i tilhørende anlæg. Entrained flow kræver normalt
et højere iltforbrug end andre forgasningsprincipper. De høje temperaturer betyder at
det meste af asken normalt smelter og at der så vil opbygges et vist slaggelag indtil
der opstår en ligevægt hvor smeltet slagge drypper af i samme takt som slagge
tilføres overfladen på reaktorens sider.
• Fordele:
o Velegnet for stor anlægskapacitet.
o Meget lav indhold af tjærerester i gas.
• Ulemper:
o Højt iltforbrug (høj driftsudgift).
o Kræver enten at brændslet males til pulver (er både dyrt og besværligt
i tilfældet med biomasse) eller at det forefindes i enten flydende eller
opslæmmet form, hvilket kan ske ved en forudgående hurtig pyrolyseproces
(se senere).
o Porøsiteten af biomassepartikler er høj (lav energitæthed) sammenlignet
med eksempelvis kulstøvspartikler (problemet optræder ikke ved
anvendelse af pyrolyseolie).
Anlægsstørrelser og muligheder for opskalering
I Figur 4 er vist et kapacitetsdiagram eller anvendelsesområdet for de forskellige
forgasningsteknologier (ref.11).
CFB forgassere op til 80 MW er i drift (ref. 19). De store anlæg findes i Holland,
Finland, USA, og Østrig. I Danmark har Energi E2 (nu DONG Energy) for nogle år
21

PSO 2005-2 6422
siden lavet et feasibility-studie på et 100 MW (termisk effekt) CFB anlæg til halm og
træflis.
Tryksatte fluidbed-forgassere er i drift, indtil videre dog kun i lidt mindre kapacitet på
trods af at det er denne teknologi, der af mange anses for at blive dominerende inden
for storskala forgasning (se Figur 4). Et anlæg i Värnemo, Sverige har en eleffekt på
7 MW. Et andet større anlæg har været planlagt i Italien (ref.19).
Teknologien med tryksat entrained flow forgasning findes eksempelvis på et anlæg
med efterfølgende FT-proces til fremstilling af flydende brændsler lidt syd for Berlin
(Schwarze Pumpe). Anlægget på 3-6 MW termisk (et for teknologien lille anlæg) har
kørt med forskellige biobrændsler herunder halm. Schwarze Pumpe har også et
større anlæg på 130 MW termisk, der producerer methanol på blandet affald, hvor en
fixed bed forgasser er kombineret med en efterfølgende tryksat entrained flow
forgasser.
Downdraft fixed bed forgassere er uhensigtsmæssige små og det er problematisk at
opskalere denne type forgasser.
Updraft fixed bed forgassere er i realiteten også for små. Derudover er der tjærerester
i gassen, som gør det nødvendigt med omfattende rensningsprocesser.
Figur 4. Kapacitetsområde af forskellige typer forgassere og typiske forbrugsanlæg
(ref.19). FB (Fluidized Bed), CFB (Circulating Fluidized Bed), C-C (Combined Cycle), F-T
(Fischer-Tropsch).
Inden for en teknologis kapacitetsområde vil det normalt være sådan at jo større
anlæg desto lavere specifik anlægspris og dermed lavere produktionspris på
produktet. Dette skyldes for det første at mange anlægskomponenter har en prisstruktur
hvor der er en grundpris og en pris der afhænger af kapaciteten og hvor
22

PSO 2005-2 6422
denne bliver stadigt marginalt billigere for stigende kapaciteter. For det andet er
engineering forholdsmæssigt langt billigere for store anlæg.
Figur 5. Eksempel på sammenhæng mellem anlægsstørrelse og til hvilken pris
produktet (i dette tilfælde brint baseret på forgasning af biomasse) kan produceres.
Kilde: Ref. 5.
Et andet aspekt er adgangen til biomasse og omkostningen ved at få den tilvejebragt til
et centralt anlæg. Forekomster af biomasse er karakteriseret ved at være decentral.
Kilder med biomasse i form af affald er normalt spredte eller produktionsintensiteten
ved dyrkning af biomasse er så lav at store produktionsstrømme af biomasse kræver
et betydeligt geografisk dyrkningsområde og dermed lange transportafstande når en
stor biomasse strøm skal tilflyde eet sted. Den gennemsnitlige specifikke pris (pris per
masseenhed eller energienhed) for leveret biomasse vil derfor være stigende jf.
relation i
Figur 6.
14
12
10
8
6
4
Specifik pris for biomasse leveret centralt
2
0
Marginal pris
Gennemsnitlig pris
0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100
Anlægsstørrelse index
23

PSO 2005-2 6422
Figur 6. Eksempel på hvorledes prisen på biomasse leveret på centralt anlæg vil stige
med stigende anlægsstørrelse, som følge af længere transportstrækning. Der er
antaget samme transportteknologi uanset anlægsstørrelse.
Dette aspekt trækker således i den modsatte retning mht. pris- og teknologifordelen
ved at bygge anlæg med store kapaciteter, og der vil derfor kunne beregnes en
optimal størrelse af anlæg når alle prisrelationer er tilgængelige.
Sammensætning af gas
De forskellige anlægstyper har forskellige tendenser mht. sammensætningen af
syntesegassen. Denne sammensætning kan i et vist omfang justeres således at den
er mere optimal i forhold til en efterfølgende videre syntese til ammoniak eller
methanol.
I projektet undersøges hvilke reaktionstrin der er optimale for justering af gassens
sammensætning med henblik på endelig slutsyntese til ammoniak eller methanol.
Herunder udføres energi- og massebalancer for de involverede kerneprocesser.
Der vil blive taget udgangspunkt i typiske sammensætninger af syntesegas, som
almindeligvis kan opnås fra de typer af forgasningsanlæg, som i den forudgående
evaluering har vist sig relevante.
Procestrin for syntesegas til fremstilling af enten ammoniak
eller methanol
Forbehandling af biomasse
Biomasse skal forbehandles, således at den kan transporters ind i og konverteres i
forgasningsreaktoren.
Der er taget udgangspunkt i en entrained flow forgasser, som kræver at biomassen
er neddelt til en partikelstørrelse på kun cirka 0,5 mm for at sikre fuld konvertering til
gas ved en opholdstid på 2-4 sekunder. Den korte opholdstid er karakteristisk for
entrained flow forgassere.
Kraftbehovet til mekanisk neddeling af biomasse afhænger af typen af biomasse,
men er for alle typer stærkt stigende for stadig faldende partikelstørrelse. For
neddeling til en størrelse på 0,5 mm er kraftbehovet i størrelsesordenen 20-30 kWe /
MWth,(se Figur 7).
Torrefaction
Hvis biomasse opvarmes til en temperatur i området 230 – 300 C og holdes ved
denne temperatur i en periode på nogle få minutter til omkring 30 minutter, sker der
foruden en kraftig tørring, hvor næsten alt vandet i biomassen fordamper, strukturforandringer
i biomassen, således at energibehovet til den efterfølgende neddeling vil
falde.
Denne proces kaldes torrefaction og svarer til den ristningsproces, som man
foretager på bl.a. kaffebønner. Eksempelvis vil kraftbehovet for neddeling af biomasse
til en partikelstørrelse på 0,5 mm falde fra et niveau på 20-30 kWe / MW th til et
niveau på 5-7 KWe / MWth, hvis der gennemføres en torrefaction på omkring en halv
times varighed (se Figur 7). Torrefaction kan ske hensigtsmæssigt på biomassestykker
med en størrelse på op til 50 mm.
24

PSO 2005-2 6422
Figur 7. Kraftforbrug for neddeling af forskellige biomasser (trætyper) sfa. neddelingsstørrelse.
Kilde: Ref. 21.
Energivirkningsgraden ved torrefaction defineres her som:
LHVtorrefied
⋅ mtorrefied
η torrefaction
=
LHV ⋅ m + E
biomass
biomass
utility
hvor Eutility er al hjælpeenergi i form af brændsel og kraftbehov til at drive processen.
For at opnå en høj virkningsgrad må de flygtige forbindelse, der afdamper fra
biomassen under torrefaction, udnyttes fx. ved afbrænding for direkte at dække en
del af varmebehovet til tørring og opvarmning i torrefaction-processen.
Energivirkningsgraden angives (ref.22) for tre teknologier til torrefaction (indirekte
opvarmet skruereaktor, direkte opvarmet roterovn og direkte opvarmet vandrende
bed) i ”stand alone” udførelser til at ligge mellem 0.917 og 0.924. Omkring halvdelen
af tabet på de cirka 8% er allokeret til skorstenstab og hovedparten af den resterende
del til elbehov i processen, som er omregnet med en faktor 2.5 svarende til at el er
produceret med en elvirkningsgrad på 40%.
25

PSO 2005-2 6422
Figur 8. Kraftforbrug til neddeling sfa. torrefaction temperatur for lærk, pil og bøg.
Kilde: Ref. 21.
Figur 9. Flowsheet af torrefaction-proces fra ECN (Energy research Centre of the
Netherlands). Kilde: Ref. 23.
26

PSO 2005-2 6422
Hurtig pyrolyse (fast pyrolysis)
Et muligt alternativ til den meget fine neddeling af biomasse, der kræves hvis
biomasse indfyres som fast stof i entrained flow forgasning, kan være hurtig pyrolyse
(”fast pyrolysis”).
Ved ”fast pyrolysis”, som finder sted ved omkring 450-500 C og med en opholdstid
på kun få sekunder, kan biomasse konverteres til en høj fraktion af bioolie samt en
mindre mængde koks og ikke-kondenserbare gasser (se Figur 10).
Figur 10. Forskydning i produktsammensætning ved forgasning af træ med forskellige
forgasningsteknologier, hastigheder og temperaturer. Kilde: Ref. 24.
Desværre kræver denne proces, ligesom entrained flow forgasning, at der er en
effektiv og hurtig varmetilførsel til hele biomassen pga. den korte procestid, således
at biomassen forinden også i dette tilfælde må neddeles i ret små stykker eller tynde
flager. Dog kan man nøjes med at neddele biomassen til en størrelse på 1-5 mm
afhængig af teknologi, og dermed kan der elimineres en væsentlig del af arbejdet til
neddeling.
Hurtig pyrolyse kan derfor vise sig at være en hensigtsmæssig forbehandling af
biomasse, som skal anvendes i en entrained flow forgasser. Koksen, der dannes i
den hurtige pyrolyse, kan nemt knuses til meget fine partikler, som evt. kan opslæmmes
i det flydende pyrolyseprodukt. En sådan blanding er velegnet at indfyre i
en entrained flow forgasser.
Desuden er der potentiale for store transportfordele, hvis den hurtige pyrolyse
foretages decentralt, hvor biomassen indsamles inden videre transport til et stort
centralt anlæg, idet massefylden og energitætheden er ganske høje i det opslæmmede
produkt.
Eksempelvis er den volumetriske energitæthed omkring 10 til 15 gange større for
pyrolyseolie/koksopslæmning end for halm presset i storballer.
Opslæmningen kan let transporteres i tankbiler, som evt. vil kunne bruges til at
transportere noget af det raffinerede brændsel tilbage til området, hvor biomassen
høstes. Hurtig pyrolyse kan derfor især være interessant, hvor der er lange transportafstande
og/eller hvor biomassen har lav densitet.
Endelig er der ved hurtig pyrolyse af halm og andre restprodukter fra landbruget den
store fordel at stort set hele askefraktionen (herunder det høje kaliumindhold) og det
høje klorindhold forbliver i koksresten (ref. 17). Ved hurtig pyrolyse af halm skal
koksresten derfor muligvis ikke blandes sammen med pyrolyseolien, eller også skal
indholdet af klor og kalium først vaskes ud af den knuste koks inden dette opslæmmes
i bioolien.
27

PSO 2005-2 6422
Figur 11. Mulige procesruter med hurtig pyrolyse (fast pyrolysis), ref. 18.
Forgasseren
Entrained flow forgasseren kan være opbygget som en lodretstående rotationssymmetrisk
beholder (se Figur 12), hvor den findelte biomasse indfødes (injekseres) i en
centerlinie fra toppen.
Figur 12. Størrelse af en entrained flow forgasser med kapacitet svarende til ca. 200
MWth (”Gaskombinat Schwarze Pumpe”). Opholdstiden er ca. 2 sekunder, som er
tilstrækkeligt til fuld konvertering af kulstoffet.
28

PSO 2005-2 6422
Figur 13. Tid for pyrolyse af biomasse, som funktion af partikelstørrelse og temperatur.
Vandrette streger indikerer tiden når tykkelsen går mod nul. Kilde: Ref. 25.
Videre procestrin til fremstilling af methanol
Methanol fremstilles i en reaktor hvor CO eller CO2 reagerer med brint efter ligningerne:
2 2
3
H + CO → CH OH + 90.
7 kJ
(Primær reaktion)
3 2 2
3
2
H + CO → CH OH + H O + 49.
5 kJ (Sekundær reaktion ”promotor”)
Reaktor til syntese af methanol
Ovenstående reaktioner foregår i reaktoren ved en temperatur på ca. 260 C over en
katalysator ved et tryk på 60 – 100 bar. Katalysatoren består primært af Cu og ZnO.
Da konverteringen ikke sker fuldt ud, er det nødvendigt at recirkulere ”restgassen”
efter separation af methanol ved nedkøling af effluenten.
Selve methanolreaktionen er exoterm. Overskudsvarmen bortføres fra reaktoren via
et dampkølesystem eller vha. flere reaktionstrin med varmevekslere imellem.
29

PSO 2005-2 6422
Justeringsmuligheder for at opnå en velegnet syntesegas
Ved fremstilling af methanol er det ønskeligt at syntesegassen har en sammensætning
så molforholdet H2/C0 er lidt større end 2.
I praksis et det også ønskeligt med en vis mængde CO2, som virker som promotor for
processen. Den optimale mængde CO2 i forhold til H2 og CO kan findes med
udtrykket:
H 2 − CO
CO + CO
2
2
=
2.
05
±
0.
02
Justeringen af syntesegassens sammensætning sker med shift-reaktion og en
efterfølgende delvis separation af CO2.
Shift-reaktion
Ved shift-reaktion kan CO ved reaktion med vanddamp producere brint og CO2 under
udvikling af varme:
CO + H O → H + CO + 41,
2 kJ / kg
2
2
2
Omdannelsen fra CO til CO2 sker som regel i to reaktorer benævnt højtemperatur
shift (HTS) og lavtemperatur shift (LTS).
I HTS reaktionen anvendes en jern-krom-oxid katalysator ved en temperatur på 320
– 400 C, hvor katalysatoren er virksom.
I LTS reaktionen anvendes en CuO-ZnO katalysator, som er virksom i temperaturområdet
180 – 250 C.
Shift-reaktionerne ændrer ikke på ovenstående forhold (1), men det gør omfanget af
CO2-separationen derimod.
Rensning af syntesegas
Ved syntese af methanol er der en række stoffer, som kun må forefindes i meget
små mængder i syntesegassen (se Tabel 2). Årsagerne kan bl.a. være undertrykkelse
af visse uønskede reaktioner, korrosionsproblemer eller ophobning (tilsmudsning)
af overflade på katalysator.
Tabel 2. Renhedskrav angivet af forskellige kilder for methanolsyntese. Kilde: Ref. 26.
(1)
30

PSO 2005-2 6422
Derudover skal der fjernes COS, H2S, HCN, NH3 og partikler fra syntesegassen.
Disse komponenter kan fjernes med følgende metoder:
COS/H2S
Absorbent MEA (Mono-ethanolamine) eller fysisk absorbent (Selexol, methanol) og
ved fjernelse over en ZnO bed.
Partikler
Cyklon, keramisk filter eller skrubber.
Tjære
Dolomit, Nikkel. Ved meget høj forgasningstemperatur er tjæren termisk krakket.
Alkali
Alkali vil stamme fra aske i biomassen. I forbindelse med opvarmningen i forgasseren
vil en stor del af asken forekomme i væskeform (smeltet) og der vil derfor
forekomme en hvis andel på dampform. Mange af alkali-forbindelserne vil være
korrosive især ved høj temperatur.
Svovl
Katalysatoren i en lavtemperatur shift-reaktor er følsom over for svovlforbindelser og
kan normalt kun tåle en koncentration på ca. 1 ppm. Gassen fra forgasseren vil
indeholde en svovlkoncentration på 400 PPM, hvis flisen indeholder 0,07 % (vægt)
svovl (tør og askefri, kilde: Phyllis). Almindeligvis kan svovlforbindelser fjernes over
en ZnO katalysator ved en temperatur på ca. 330 C.
CO2
CO2 skal ligeledes fjernes. Dette kan ske ved anvendelse af:
• MEA (Mono-ethanolamine), kemisk absorbtion
• MDEA (Methyl-diethanolamine) (fyssisk-kemisk)
• Selexsol, fysisk
• Methanol (Recticol proces), fysisk
• PSA (pressure swing absorption)
• Membraner
31

PSO 2005-2 6422
Figur 14. Eksempel på "opløslighed” af CO2 i forskellige opløsninger (absorbenter) ved
en temperatur på 60 C. Kilde: https://w3.wtb.tue.nl/uploads/media/Andre_de_Haan_01.pdf.
Figur 15. Eksempler på procestrin ved kemisk absorption med MEA.
Typisk udløbskoncentra- Specifikt energiforbrug
tion af CO2 PPM MJ/kmol CO2 fjernet
MEA 50 116 (damp ved 3 bar)
aMDEA 1-trins proces 50 73 (damp ved 3 bar)
aMDEA 2-trins process 50 28,5 (damp ved 3 bar)
Selexsol 1000
Methanol (recticol) 1000
Tabel 3. Energiforbrug ved forskellige processer og typisk udløbskoncentration.
aMDEA (aktiveret MDEA).
32

PSO 2005-2 6422
Anvender man en 30 % aMDEA absorbent, skal der bruges 0,67 m 3 aMDEA for hvert
kmol CO2. I praksis betyder det at pumpearbejdet ved et tryk på 21 bar i absorberen
bliver ca. 1,4 MJ/kmol CO2. Ved at indføre en pumpeturbine kan dette forbrug
nedbringes væsentligt.
Destillation af methanol
Der findes en fuel-grade betegnelse for methanol beregnet for anvendelse i brændstofsektoren.
Denne er imidlertid ikke særlig specifik mht. hvor meget der må være af
forskellige komponenter. Hvis methanol skal kunne blandes med benzin må vandindholdet
ikke være ret stort (

PSO 2005-2 6422
For at opnå fuld konvertering af feedgassen, er det nødvendigt at recirkulere
”effluentgassen” efter at ammoniakken er udskilt ved nedkøling til f.eks. -5 C. Der
udtages en delstrøm (”Purge”, se Figur 17), som sikrer at der kun ophobes inerte
gasser til et vist niveau. Purge-strømmen indeholder brint, som udnyttes i en
gasturbine. Alternativt er det muligt delvis at udskille brinten fra purgestrømmen i et
særskilt separationsanlæg ved membranseparation eller kryo-separation.
I væskefraktionen fra separatoren vil der udover ammoniak bl.a. være opløst brint,
som ved en trykreduktion flashes af. Denne flashgas kan udnyttes i en integreret
gasturbine.
S5
Kompressor
SP1
S4
Purge
Feedgas S6
S2 M
~M1
Seperator1
Ammonia_reactor
Ammoniak
Figur 17. Loop til syntese af ammoniak. Simuleret med VMGSim fra Virtual Material
Group.
NH3 Yield kg/h
18000
16000
14000
12000
10000
8000
6000
4000
2000
0
0 1 2 3 4 5 6 7
Cirk ratio recirk gas/ feedgas
S1
NH3 Yield
GT-Pow
Figur 18. Udbytte af ammoniak, som funktion af recirkuleringsrate. Bemærk at effekten
på gasturbinen (som også er indtegnet) går tilsvarende ned, fordi purge-gassen
indeholder mindre brint.
50
45
40
35
30
25
20
15
10
5
0
GT_Pow MW
34

PSO 2005-2 6422
Produktion af ilt ved luftseparation
Sammen med biomasse indfyres ren ilt i entrained flow forgasseren. Ilten fremstilles
ved separation af luft, som kan ske med traditionelle eller nye teknikker.
Kryoteknik
Den hidtil mest økonomiske og mest udbredte metode til fremstilling af ilt har været
ved såkaldt kryo-separation, hvor luften køles indtil nitrogen og ilt fortætter, hvorefter
ilt og nitrogen separeres i en destillationskolonne.
Det specifikke arbejde (elbehov), der kræves i gængse anlæg er omkring 950 kJ/kg
ilt (98.5%), hvor ilten forefindes ved et tryk på omkring 2 bar. Dette energibehov er
benyttet i undersøgelserne i nærværende studium.
Den primære energikilde til processen er el, som bruges til at drive luftkompressorerne
(se Figur 19) idet luften skal have et tryk på ca. 7 bar for lavtryksanlæg og noget
højere for højtryksanlæg.
Figur 19. Et luftseparationsanlæg efter Lachmann processen.
Membranteknik
En anden teknologi til luftseparation er ved hjælp af membranteknik. I Figur 20 er
skitseret en produktion af ilt ved hjælp af membranseparation af luft med OTM
(Oxygen Transport Membrane).
Denne teknologi er ved at være mere konkurrencedygtig end kryoteknikken. I Tabel 4
er sammenlignet omkostninger ved anvendelse af kryoteknik og Ion Transport
Membraner (ITM).
I Appendix C: Iltseparation med Ion Transport Membraner er vist lidt mere om denne
teknologi.
35

PSO 2005-2 6422
Figur 20. IGCC med damp-purge OTM (Oxygen Transport Membrane).
Tabel 4. Besparelsespotentialer ved indførsel af ITM i sammenligning med Kryoteknik.
36

PSO 2005-2 6422
Gasturbiner
I forbindelse med methanolsyntesen er der en såkaldt offgas, purge eller bleed, som
indeholder en større mængde H2 og CO samt inerte gasser, der ikke er omsat i
methanolreaktoren. Bleed-gassen har en brændværdi på ca. 8 MJ/Nm 3 og kan derfor
anvendes i en gasturbine, der er modificeret til at anvende gas med lav brændværdi.
Gasturbiners virkningsgrad er primært afhængig af trykforhold, turbinens indløbstemperatur
(TRIT) og køleteknologi.
I beregningerne er der regnet med et trykforhold på 20 og en TRIT på 1280 C samt
en køleteknologi, som modsvarer at 10 % af kompressorens luftflow bruges til køling,
som iblandes midtvejs i ekspansionen i turbinen, som vist i Figur 22. Denne konfiguration
modsvarer nogenlunde dagens teknologi inden for gasturbiner (se evt. Figur
21). I Figur 23 er vist en tilsvarende beregning med samme effekt indfyret i gasturbinen
med naturgas.
Figur 21. Udvikling i gasturbiner.
Figur 22. Eksempel på gasturbinearrangement med bleed gas som brændsel.
37

PSO 2005-2 6422
Figur 23. Gasturbine med naturgas (simuleret som CH4) som brændsel og med en
beregnet virkningsgrad på 39,8 % 9 .
Figur 24. Explosionsområde for syngas ved 25C og 1 bars tryk.
9 Gasturbiner fra GE og RR har virkningsgrader i intervallet fra 37 % til 41 % for henholdsvis LM2500 -
6000 og RR Trent som har en generator effekt fra ca 29 MW til 55 MW. For gasturbiner af såkaldt
”industriel design” som GE frame 5 er virkningsraden lidt lavere (ca. 36 %).
38

PSO 2005-2 6422
Figur 25. Indpasningsmuligheder af gasturbine ved produktion af syntesegas.
Figur 26. Effekter på NOx emission ved fuldlast for forskellige fortyndinger på GE
Power Systems GER-4207 (10/00).
39

PSO 2005-2 6422
Vurdering af teknologimodenhed
Anlægsomkostninger
Priser på udstyr kan estimeres ud fra skalering af en kendt pris på et givent udstyr
efter følgende formel. Eksponenter for forskelligt udstyr ses i Tabel 5.
( x)
( kendt)
⎛ størrelse ⎞
Pris ( x)
= Pris
( kendt)
⋅⎜
⎟
⎝ størrelse ⎠
Exponent
Tabel 5. Skaleringspriser i form af eksponenter for udstyr i angivne størrelsesområder.
Fase 2: Energiintegration
Varmegenvinding
Varmegenvindingen er essentielt for at sikre en høj totalvirkningsgrad både for
methanol- og ammoniakprocessen.
Den termokemiske omsætning af biobrændsel og de efterfølgende processer er
primært exoterme, hvilket giver anledning til en stor mængde overskudsvarme fra
disse processer, som bedst muligt skal omsættes til el eller nyttiggøres til dækning af
varmebehov.
I forbindelse med undersøgelserne anvendes en såkaldt ”black box approach” hvor
al varmeveksling sker. ”Black box” udtrykker her alene om der er teoretisk mulighed
for at kunne gennemføre den ønskede varmegenvinding, som antages at kunne ske
ved varmeveksling i modstrøm, og angiver derimod ikke specifikke varmevekslinger
mellem de enkelte processtrømme.
40

PSO 2005-2 6422
Denne mulighed kan anskueliggøres med de såkaldte varme og kolde kompositkurver
(Pinch kurver, se Figur 27), hvor alle strømme, som henholdsvis skal afkøles og
opvarmes er aggregerede og udgør de to kurver.
Omfanget af mulig varmegenvinding kan findes ved at forskyde de to kurver vandret i
forhold til hinanden (med eller mod energiaksens retning) indtil de to kurver netop
rører hinanden. Kurverne må ikke krydse hinanden, idet det repræsenter en fysisk
umulig tilstand (varme bevæger sig frit fra et koldt reservoir til et varmere).
Figur 27. Pinch-kurver for ammoniakproces.
Dampturbineanlæg
For at opnå en høj elvirkningsgrad, vil der i alle processer være integreret et dampturbineanlæg.
Der regnes med et friskdamptryk mellem 105 bar og op til 160 bar.
Ved 160 bar er det nødvendigt at etablere genoverhedning af dampen for at denne
ikke bliver for våd ved slutekspansionen i dampturbinen. Dampturbinen forsynes
samtidig med udtag ved passende tryk, således at tilknyttede procestrin kan forsynes
hensigtsmæssigt med damp.
For dampturbinerne er der regnet med en isentropvirkningsgrad på 0,82 for højtryksturbinen
og 0,89 for lavtryksturbinen inklusive korrektion for afløbstab og fugttab i
lavtryksturbinen.
41

PSO 2005-2 6422
Kompressorer
Både methanol og ammoniakprocessen er termodynamisk begunstiget under højt
tryk. I processerne anvendes således en del kompressorer, som kræver et betydeligt
kraftforbrug.
• Kompressorer i iltanlæg.
• Kompressor til nitrogen (ammoniak proces)
• Kompressor til syntesegas
• Kompressor til recirkulering i methanol og ammoniak synteseloop.
Anvendelse af centrifugalkompressorer er muligt ned til en kapacitet på omkring 350
m 3 /h og en polytropvirkningsgrad på 0,75. Dette modsvarer en kapacitet på ca. 200
ton ammoniak per dag ved et syntesetryk på 200 bar. Fordelen ved en centrifugalkompressor
til sammenligning med en stempelkompressor er både højere pålidelighed
og højere virkningsgrad.
I casestudiet er der regnet med at der anvendes kompressorer uden mellemkøling.
Det betyder i praksis at der kræves lidt højere kraftforbrug. Noget af dette kan fås
igen ved at man kan udnytte den højere udløbstemperatur fra kompressoren til
produktion af damp og dermed mere el.
For kompressorerne er der regnet med en gennemsnitlig polytropisk virkningsgrad på
0,78. Polytropvirkningsgraden er højst i de første trin med stor volumenstrøm og
aftager med volumenstrømmen, som følge af opbygning af et relativt stadigt større
grænselag med blokade- og lækagetab.
Analyser af procesintegration ved methanolsyntese
Som tidligere nævnt i rapporten er syntese af methanol i sig selv en veludviklet
procesindustri. Methanoludbyttet kan justeres bl.a. med graden af recirkulering (se
Figur 28).
Methnol yield relative
1
0.9
0.8
0.7
0.6
0.5
0.4
0.3
0.2
0.1
Methanol yield
0
0 2 4 6 8 10 12
Recycle Rcycle_flow/Feedgas_flow mass
Figur 28. Methanoludbytte sfa. recirkulering.
Production
42

PSO 2005-2 6422
Methanolprocessen er her simuleret med processimuleringsværktøjet VMG-Sim,
hvor der er anvendt en ”Black-box” (benævnt ”E1” i Figur 29 eller Figur 30) til
optegning af kompositkurver (se Figur 31) og identifikation af pinch-temperaturen.
Data for de involverede processer ses i Tabel 7.
Der er lavet to simuleringer. Een med et ret højt methanoludbytte (se Figur 29) og
een med et noget lavere, hvor der til gengæld produceres mere el og fjernvarme (se
Figur 30). I sidstnævnte er der hverken shift-reaktion, CO2-separation eller recirkulering.
Biomass
CH1.58O0.708
Biomass feed
200 MWth
56.6 ton/h incl.
30 % water
Oxygen 98.5 %
950 kJ/kg
S1_biomass _air
S1_biomass_Oxygen
S2_O2
M2
ERx2
S35 S35_oxygen
SP4
Q8
CP3
Q8
Energy 2.396E+3 KW
S34
S32
S26
S13
S24
XL1
E1
S4
S28
SP3
S18
Q6 Q7
EX1
EX2
Q6
Q7
Energy 1.262E+4 KW Energy 1.316E+4 KW
S33
S14
S25
S10
S19
FS1
S11
Sep1
S12
S2_O2C CO_shifft
S21
M4
S17
Tower
S5
T1_CO2_absorp
S3
S15
Q1
CP1
S31
S16
~M5
Methano _reactor
Q12
Q2
S20
S22
Energy 1.110E+3 KW
Q12
Q2
Energy 9.084E+3 KW
Compr_recycle1
S23
SP1
Q9
Q9
Sep2
S27
C2
Energy 4.097E+4 KW
S27
MassFlow 17741.61 kg/h
In.MassFlow.METHANOL 1.4731E+4 kg/h
S1
S2
~M1
Q1
Energy 2.495E+3 KW
V1
S8
Sep3
S29
S6
CP2
Methanol Hi = 19.915 MJ/kg
HHV =22.7 MJ/kg
Q3
Energy 1.707 E+3 KW P1
Q4
Q3
Q4
Energy 2.765E+2 KW
C1
S30
M3 ERx1
S36
S7
SP2
EX3
S9
Q5
EX4
Q5
Energy 9.103E+3 KW
Q11 Q11
Energy 9.059E+3 KW
S37
S37
MassFlow 14737.85 kg/h
Q10
T1 Energy 9.322E+3 KW
Q10
Figur 29. Eksempel på flowsheet af proces, hvor udbyttet af methanol er
relativt højt (”Methanol High”) og er opnået ved forøget CO2 separation.
Tabel 6. Processtrømme fra flowsheet i Figur 29.
43

PSO 2005-2 6422
Biomass
CH1.44O0.397
Biomass feed
200 MWth
60.14 ton/h incl.
30 % water
Oxygen 98.5 %
950 kJ/kg
S1_biomass_air
S1_biomass_Oxygen
S2_O2
M2
ERx2
S35 S35_oxygen
SP4
Q8
CP3
Q8
Energy 2.396E+3 KW
S32
S26
S28
S34
S13
S24
XL1
E1
S4
SP3
S18
Q6 Q7
EX1
EX2
Q6
Q7
Energy 1.377E+4 KW Energy 1.506E+4 KW
S14
S33
S25
S10
S19
FS1
S11
S12
Sep1
S2_O2C CO_shifft
S21
M4
S17
SP1
S2
~M1
Q9
Sep2
Q9
S27
Energy 4.689E+4 KW
MSepLV1
S38
C2
S27
MassFlow 9588.58 kg/h
In.MassFlow.METHANOL 7.5526E+3 kg/h
To we r
S5
T1_CO2_absorp
S3
S15
Q1
Energy 3.742E+3 KW
Q1
CP1
S31
V1
S16
~M5
Methano _reactor
Q12
Q2
S20
S22
Energy 5.583E-2 KW
Q2
Q12
Energy 5.078E+3 KW
Compr_recycle1
S23
S1
M
S8
Sep3
S29
S6
CP2
Methanol LHV = 19.915 MJ/kg
HHV= 22.7 MJ/kg
Q3
Energy 2.657 E+2 KW P1
Q4
Q4
Energy 3.218E+0 KW
Q3
C1
S30
M3 ERx1
S36
S7
EX3
SP2
CN1
EX4
S9
Q5
Q5
Energy 3.660E+4 KW
Q11 Q11
Energy 4.812E+3 KW
S37
S37
MassFlow 7757.77 kg/h
Q10 S39
T1 Energy 4.900E+3 KW
Q10
Figur 30. Eksempel på flowsheet med et relativt lavt udbytte af methanol til
fordel for mere elproduktion “Methanol low”. Der er ingen shift-reaktion, ingen
CO2-separation og ingen recirkulering.
Tabel 7. Data på processtrømme fra methanol flowsheet (se Figur 30).
44

PSO 2005-2 6422
Temperature [°C]
700
650
600
550
500
450
400
350
300
250
200
150
100
50
20,000
40,000
Process Composite Curve
60,000
80,000
Energy [kW]
100,000
120,000
140,000
160,000
Area : 13032.54 m²
QCmin : 5430.819 kW
QHmin : 0 kW
DTmin : 10°C
Figur 31. Kompositkurver for methanolsyntese svarende til flowsheet i Figur 30).
Bemærk at DTmin i figuren kun svarer til den halve delta T i pinchberegningen.
De to produktionskoncepter (lav og høj produktionsgrad af methanol) er sammenlignet
mht. effektivitet og mængder af nyttefulde produkter der bliver produceret (se
Tabel 8 og Tabel 9).
Det ses, at der kan flyttes betydeligt på fordelingen mellem de tre nytteprodukter:
methanol, el og overskudsvarme til fjernvarme.
Det omgivende system, som anlægget skal indpasses i, vil afgøre hvad der vil være
mest fordelagtigt i de konkrete tilfælde. Der er opstillet tal for tre anlægskoncepter:
• Simpel gasturbine med leverance af fjernvarme,
• simpel gasturbine og
• avanceret gasturbine.
Nederst i tabellerne (Tabel 8 og Tabel 9) er udregnet nogle virkningsgrader på basis
af både øvre og nedre brændværdi (HHV og LHV henholdsvis).
I optimeringen af processen er det væsentligt at der er en effektiv varmeintegration
mellem de processer der kræver opvarmning og de processer der kræver afkøling,
således at der spares eksterne ressourcer til køling og opvarmning.
Indpasning af varmevekslere (se Figur 33) mellem de varme og kolde processer er
optimeret således at de totale årlige omkostninger inkl. afskrivning af anlægsinvestering
bliver mindst mulige.
45

PSO 2005-2 6422
Der er sat en pris for opvarmning og en pris for afkøling, samt prisfunktioner for
varmevekslinger. Endvidere er der angivet en amortiseringsperiode (tidshorisont for
økonomiberegningen) og rente.
Beregningerne er foretaget med et specialudviklet værktøj: WS.HEN-Explorer, som
også kan håndtere og optimere multisplit af processerne. Et split på en proces
(opsplitning af masseflow) kan være ønskværdigt for at kunne varmeveksle to
strømme med nogenlunde ens varmekapacitet, hvilket er relevant når der skal
varmeveksles med en lav gennemsnitlig temperaturdifferens, og man ønsker få
varmevekslinger.
Det pågældende værktøj kan således foretage flere successive opsplitninger og
sammenslåning af opsplittede strømme, som oprinder fra den samme strøm, for at få
en varmekapacitet på strømmen som matcher den strøm der skal varmeveksles
med.
Optimeringen i værktøjet sker med en algoritme der kaldes ”simulated-annealing”,
som har analogi til udkrystallisering og opnåelse af en lav energitilstand i en krystalstruktur.
For nærmere information om værktøjet se: http://www.weel-sandvig.dk. Optimeringen
forudsætter at varmegenvinding sker i modstrøm.
Methanol "low yield"
Power consumption: MW
O2_kompressor 2.4
Air_seperator 5.5
Feed gas compressor 3.7
Recyle compressor 0.0
CO2_absorption pump 0.0
Methanol Cooler 0.2
Boiler_feedPump 0.5
Auxilary 0.5
Biomasse crushing (torrefied) 2.0
Total power consumption 14.8
HHV LHV
Methanol spec.heat. value 22.7 19.9 MJ/kg
Methanol production 48.9 42.9 MW
Biomass input 226.3 200 MW
Simple GT+ distr.heat Simple Gasturbine Advanced GT+distr.h.
Power production: MW MW MW
Gasturbine 35.5 35.5 43.6
Steam turbines: High pressure 13.4 13.4 12.8
Medium + low pressure 14.6 20.3 13.3
Steam induction 25 ton/h 1.5 bar induction 3.5
Efficiency gear+genset 96% 96% 96%
Total power production 60.9 66.4 66.9
Net power 46.1 51.6 52.1
District heat 76.9 0 70.2
Efficiencies:
HHV LHV HHV LHV HHV LHV
Total useful products [MW] 171.9 165.9 100.5 94.5 171.2 165.2
MeOH/Biomass input 0.216 0.214 0.216 0.214 0.216 0.214
(MeOH+power)/Biomass input 0.420 0.445 0.444 0.472 0.446 0.475
(MeOH+power+District heat)//Biomass input 0.760 0.829 0.444 0.472 0.757 0.826
(MeOH+power/0.45+District heat)/Biomass input 1.009 1.111 0.723 0.788 1.038 1.144
Tabel 8. Tre varianter af damp+fjernvarmesystem på basis af simuleringsresultater med
en lav produktionsgrad af methanol. Energifordeling på elforbrug og produktion af
methanol, el og fjernvarme er vist. Nederst er vist nogle virkningsgrader (i kolonne til
venstre baseret på øvre brændværdi og i kolonne til højre på nedre brændværdi).
46

PSO 2005-2 6422
Methanol "high yield"
Power consumption: MW
O2_kompressor 2.4
Air_seperator 5.3
Feed gas compressor 2.5
Recyle compressor 1.1
CO2_absorption pump 0.3
Methanol Cooler 1.0
Boiler_feedPump 0.5
Auxilary 0.5
Biomasse crushing (torrefied) 2.0
Total power consumption 15.6
HHV LHV
Methanol spec.heat. value 22.7 19.9 MJ/kg
Methanol production 92.9 81.5 MW
Biomass input 226.3 200 MW
Simple GT+ distr.heat Simple Gasturbine Advanced GT+distr.h.
Power production: MW MW MW
Gasturbine 8.8 8.8 10.2
Steam turbines: High pressure 12.8 12.8 14.2
Medium + low pressure 13.5 18.6 18.8
Efficiency gear+genset 96% 96% 96%
Total power production 33.7 38.6 41.4
Net power 18.2 23.1 25.9
District heat 76.9 0 0
Efficiencies:
HHV LHV HHV LHV HHV LHV
Total useful products [MW] 188.0 176.5 116.0 104.5 118.8 107.3
MeOH/Biomass input 0.411 0.407 0.411 0.407 0.411 0.407
(MeOH+power)/Biomass input 0.491 0.498 0.513 0.523 0.525 0.537
(MeOH+power+District heat)//Biomass input 0.831 0.883 0.513 0.523 0.525 0.537
(MeOH+power/0.45+District heat)/Biomass input 0.929 0.994 0.637 0.664 0.665 0.695
Tabel 9. Som i Tabel 8 men her på basis af simuleringsresultater med en høj produktionsgrad
af methanol.
Figur 32. Processstrømme for methanolsyntese + fjernvarme. Den vandrette akse
angiver temperaturen. Røde streger indikerer de varme processtrømme, som skal
nedkøles (løber fra højre mod venstre) og de blå streger angiver de kolde processer,
som skal varmes op (løber fra venstre mod højre). Q er behovet for varmeeffekt (i kW)
på processtrømmen.
47

PSO 2005-2 6422
Figur 33. Optimeret varmegenvinding (med WS.HEN-Explorer) på methanolsyntese,
som viser hvorledes konfigurationen af varmevekslere skal være. En varmeveksling
mellem to processtrømme (en varm og en kold) er indikeret med en grøn bolle på hver
af de to processtrømme forbundet med en tynd grøn streg. Bemærk at flere af processtrømmene
er splittet op, for at kunne opnå en mere hensigtsmæssig varmeveksling.
Sammenligning af resultater
I det følgende sammenlignes nogle resultater fra et hollandsk studium af methanolproduktion
på basis af biomasse (ref. 11) med de resultater, der er opnået i
nærværende studium. Det hollandske studium inkluderer flere koncepter. Det der
her er sammenlignet er benævnt ”Concept 1 (i)” i referencen og består af en tryksat
direkte iltfyret IGT (Institute of gas technology) forgasser opereret med maksimal
brintproduktion ved øget damptilførsel. Der er scrubber på syntesegassen, flydende
fase methanolreaktor og kraftproduktion med simpel gasturbine i combined cycle
(CC). Den indfyrede mængde biomasse er på 428.4 MW th (HHV).
Sammenligningen af de to studier er sket ved at tage udgangspunkt i det koncept,
som hollænderne anvender (Concept 1 (i)) mht. methanolproduktion, behov for el til
processen og varme tilgængelig i processtrømme.
På basis af dette har vi optimeret på generering af damp til kraftproduktion og
muligheden for at producere fjernvarme.
I det hollandske studium anføres at varmevekslinger er lagt ud for en mindste
temperaturforskel på 15 C for væske/væske og 30 C for væske/gas.
48

PSO 2005-2 6422
I vores optimering er mindste temperaturdifferens bestemt ud fra en samlet optimering
af totaløkonomi ved hjælp af optimeringsværktøjet WS.HEN-Explorer.
Det bemærkes at resultaterne fra WS.HEN-Explorer giver et væsentligt større
varmevekslerareal, væsentligt flere varmevekslinger og også en væsentlig større
dampproduktion og dermed elproduktion.
Temperature [°C]
900
800
700
600
500
400
300
200
100
0
50,000
Process Composite Curve
100,000
Energy [kW]
150,000
200,000
Area : 3715.681 m²
QCmin : 95911.96 kW
QHmin : 0 kW
DTmin : 73°C
Figur 34. Pinch kurver svarende til resultater fra hollandsk studium (C. Hamelinck, A.
Faaij, ref. 11). Bemærk at DTmin i figuren kun svarer til den halve delta T i pinchberegningen.
Temperature [°C]
900
800
700
600
500
400
300
200
100
50,000
Process Composite Curve
100,000
Energy [kW]
150,000
200,000
Area : 20336.69 m²
QCmin : 55927.6 kW
QHmin : 0 kW
DTmin : 4.2°C
Figur 35. Pinchkurver hvor produktionen af damp til elproduktion er optimeret. Bemærk
at DTmin i figuren kun svarer til den halve delta T i pinchberegningen.
Hot
Cold
Hot
Cold
49

PSO 2005-2 6422
Figur 36. Optimeret varmevekslernetværk fra WS.HEN-Explorer med forøget dampproduktion
ift. hollandsk studium (C. Hamelinck, A. Faaij, ref.11).
[MW] C. Hamelinck, A.Faaij Pinch Pinch Pinch fjernvarme
Damp 86 bar, 510 C 140 bar, 540 C 86 bar, 510 C 140 bar, 540 C
Input biomasse HHV 428.4 428.4 428.4 428.4
El: Gasturbine 29.6 29.6 29.6 29.6
Dampturbine 35.8 51.4 51.5 41.1
Hjælpeudstyr -8.4 -8.4 -8.4 -8.4
Oxygen -9.1 -9.1 -9.1 -9.1
El fra 25 ton/h dampindukt. 3,7 bar 0 4 4 0
Elproduktion netto 47.9 67.5 67.6 53.2
Methanol HHV 161.1 161.1 161.1 161.1
Dampprod. v 33 bar 0 32.4 32.5 0
Udtagsdamp 50.1 17.7 17.7 -21.6
Fjernvarme 0 0 0 129.5
Virkningsgrader HHV LHV HHV LHV HHV LHV HHV LHV
Methanol 0.376 0.373 0.376 0.373 0.376 0.373 0.376 0.373
Methanol + el 0.488 0.536 0.534 0.581 0.534 0.581 0.500 0.548
Methanol + el + fjernv. 0.488 0.499 0.534 0.551 0.534 0.551 0.803 0.854
Methanol + el/0.45 + fjernv. 0.625 0.653 0.726 0.768 0.727 0.769 0.954 1.026
Tabel 10. Sammenligning af hollandsk studium (C. Hamelinck, A. Faaij, ref. 11) med
denne undersøgelses resultater fra optimering af varmegenvinding og kraftproduktion
på de samme processer.
50

PSO 2005-2 6422
Temperatur C
600
500
400
300
200
100
0
86 bar
140 bar
0 20 40 60 80 100 120 140
Samme dampflow
MW
Figur 37. Temperatur – varmeoptag (effekt) ved produktion af damp ved to damptryk.
Analyser af procesintegration ved ammoniaksyntese
Som nævnt tidligere i rapporten er også fremstilling af ammoniak en særdeles
veludviklet og optimeret industri.
Reaktioner i processen er:
• primær reformering med damp,
• sekundær reformering med intern forbrænding,
• høj- og lavtemperatur shift-conversion for omsætning af CO,
• methanation og ammoniaksyntese.
Separationsprocesser er:
• afsvovling af naturgas,
• udkondensering af dampoverskud,
• CO2-absorption,
• vandudskillelse efter methanation,
• udkondensering af ammoniak.
Ammoniakprocessen er ligeledes simuleret med processimuleringsværktøjet VMG-
Sim, hvor der er anvendt en ”Black-box” (benævnt ”E1” i Figur 38) til optegning af
kompositkurver (se Figur 40) og identifikation af pinch-temperaturen. Data for de
involverede processer ses i Tabel 11.
51

PSO 2005-2 6422
Biomass
CH1.442O0.393
Biomass feed
200 MWth
60.15 ton/h incl.
30 % water
Hi= 11.97 MJ/kg
Oxygen 98.5 %
950 kJ/kg
S1_biomass_air
S1_biomass_Oxygen
S32
S26
S2_O2
M2
ERx2
S35 S35_oxygen
SP4
Q8
CP3
Q8
Energy 2.398E+3 KW
S9
S34
S13
S24
XL1
S4
E1
S18
S7
Q6
SP3
SP2
Q7
Q3
EX1
EX2
EX5
Q6
Q7
Q3
Energy 1.282E+4 KW Energy 7.774E+3 KW Energy 6.382E+3 KW
S14
S33
Q_NH3
S25
FS1
M4
S11
S21
S15
S12_Nitogen
M1
Q1
Energy 8.884E+3 KW
Sep1
Q1
CP1
S31 S16
Q11
Energy 1.052E+4 KW
CO_shifft
Q11
Q9
Sep2
Q9
Energy 4.628E+4 KW S27 S27
S5
C2
MassFlow 17290.27 V1 kg/h Sep3
AMMONIA 1.6519E+4 kg/h
LHV NH3 18,6 MJ/kg
HHV NH3= 22350
S8
S29
S30
M3 ERx1
EX3
CN1
Overall
Balance
Q_MDEA_29_MJ_KmolCO2
MDEA
Q_MDEA_29_MJ_KmolCO2
OBL1
S3
Energy *1.290E+4 KW
S1
M
Q10
MSepLV1
S2
S8
T 20.0 C
P 1600.00 kPa
MassFlow 70000.00 kg/h
S2_H2O
S17
~M5
Ammonia_reactor CP2
S19
S10
Q2
S20
Energy 1.698E+2 KW
Q2
S23
SP1
Q12
S22
Q12
Energy 8.263E+3 KW
Compr_recycle1
S6
Figur 38. Flowsheet af synteseprocessen til ammoniak.
NH3_absorption
S2
T -56.1 C
P 150.00 kPa
MassFlow 17075.75 kg/h
AMMONIA 1.6448E+4 kg/h
Tabel 11. Data for processtrømme i flowsheet for ammoniaksyntese (se Figur 38).
EX4
NH3_absorption
Energy *1.600E+4 KW
52
Q5
Q5
Energy 1.502E+4 KW

PSO 2005-2 6422
Shift reaktor Ammoniak reaktor
Tryk Bar 39 Tryk Bar 190
Temp C 229 Temp C 460
VMG-Sim Ind [mol%] Ud [mol%] VMG-Sim Ind [mol%] Ud [mol%]
CH4 0.004 0.004 CH4 0.082 0.0942
CO2 0.049 0.138 CO2 0.000 0.0000
CO 0.091 0.002 CO 0.000 0.0000
Ar 0.002 0.002 Ar 0.029 0.0332
H2 0.365 0.454 H2 0.612 0.4802
N2 0.158 0.158 N2 0.235 0.1960
H2O 0.331 0.242 H2O 0.000 0.0000
NH3 0.042 0.1964
Sum 1.000 1.000 Sum 1.000 1.0000
Plant data (M. Appl) Plant data (M. Appl)
CH4 0.004 0.004 CH4 0.082 0.0915
CO2 0.049 0.138 CO2 0.000 0.0000
CO 0.091 0.003 CO 0.000 0.0000
Ar 0.002 0.002 Ar 0.029 0.0323
H2 0.365 0.456 H2 0.612 0.5079
N2 0.158 0.159 N2 0.235 0.2043
H2O 0.331 0.238 H2O 0.000 0.0000
NH3 0.042 0.1640
Sum 1.000 1.000 Sum 1.000 1.0000
Tabel 12. Simulering med ligevægtsbetingelser sammenlignet med M. Appl, ref. 28. Tal
fra M. Appl svarer til en approachtemperatur på cirka 15 C i ammoniakreaktoren.
Ammonia production HHV LHV
Ammonia specific heating value 22.54 18.60 MJ/kg
Ammonia heating value 103.4 85.4 MW
Biomass input 226.3 200 MW
Power consumption:
O2_compressor 2.4
Air_separation 5.5
Feed gas compression 8.9
Recyle compre 0.3
CO2_absorption pump 0.7
Ammonia Cooler 0.6
Boiler _feedPump 0.6
Auxilary 0.9
Biomasse crushing (torrefied) 2.0
Total power consumption 21.9 MW
Power production: Simple GT+District heat Simple GT
Gasturbine 14.5 14.5
Steam turbines: High pressure 12.4 12.4
Medium pressure 7.5 7.5
Low pressure 6.2 12.3
Efficiency gear+genset 96% 96%
Total power production 39.0 MW 44.9 MW
Net power 17.1 MW 22.9 MW
District heat 70.2 MW 0 MW
HHV LHV HHV LHV
Total useful products [MW] 190.7 172.6 126.4 108.3
Efficiencies:
NH3/Biomass input 0.457 0.427 0.457 0.427
(NH3+power)/Biomass input 0.533 0.512 0.558 0.541
(NH3+power+District heat)//Biomass input 0.843 0.863 0.558 0.541
(NH3+power/0.45+District heat)/Biomass input 0.935 0.968 0.682 0.682
Tabel 13. Energifordeling på elproduktion, elforbrug, fjernvarme og ammoniak. Nederst
virkningsgrader (øvre brændværdi i venstre og nedre brændværdi i højre kolonne).
53

PSO 2005-2 6422
Figur 39. Processtrømme i ammoniakprocessen.
Temperature [°C]
700
650
600
550
500
450
400
350
300
250
200
150
100
50
0
50,000
Process Composite Curve
100,000
Energy [kW]
150,000
200,000
Area : 16022.17 m²
QCmin : 12464.24 kW
QHmin : 0 kW
DTmin : 7°C
Figur 40. Kompositkurver for processen til ammoniaksyntese. Bemærk at DTmin i
figuren kun svarer til den halve delta T i pinchberegningen.
54

PSO 2005-2 6422
Konfigurationen af varmevekslernetværket til varmegenvinding er optimeret med
værktøjet HEN-Explorer (se omtale tidligere). De processer, der har indgået i
optimeringen, ses i Figur 41 og optimeringsresultatet ses i Figur 42.
Figur 41. Processstrømme for ammoniaksyntese + fjernvarme. (Forklaring se Figur 32.)
Figur 42. Optimeret varmegenvinding (minimering af totale omkostninger), som viser
hvorledes konfigurationen af varmevekslere skal være. (Forklaring se Figur 33).
55

PSO 2005-2 6422
Fase 3: Økonomi og følsomhedsanalyser
Økonomien ved produktion af methanol eller ammoniak baseret på biomasse er
estimeret ved skalering af priser for procesudstyr beregnet vha. prisfunktioner. Det
bemærkes at noget af det krævede udstyr endnu ikke eller lige netop er kommet i
kommerciel produktion, og derfor er prisfastsættelsen af sådant udstyr ganske
usikker. Det drejer sig bl.a. om forgasseren og udstyr til forbehandling af biomassen
inden den forgasses.
I Tabel 14 ses tre scenarier (Methanol low, Methanol high og Ammonia) med en
simpel gasturbine som ikke leverer fjernvarme. Priser på anlægsudstyr (bortset fra
damp- og gasturbiner) er fra ref. 11, som angiver 2001 priser. Der er omregnet til
2006 priser ved hjælp af Marshall & Swift equipment cost index.
Konfiguration: Simpel gasturbine Uden fjernvarme leverance
Biomasse brændværdi LHV v. vandindhold 15.5 MJ/kg 15% Vand Methanol Low Methanol high Ammonia
Vandindhold i modtaget biomasse 30.0% 200 MW th 200 MW th 200 MW th
Indtasningsfelter Pris Skal.fakt. Basis Pris Pris Pris
Forbehandling mio $ ton/h mio $ ton/h mio $ ton/h mio $
Transportørrer etc 0.35 0.8 33.5 ton/h 56.41 0.53 56.41 0.53 56.41 0.53
Formaling 0.41 0.6 33.5 ton/h 56.41 0.56 56.41 0.56 56.41 0.56
Lagring 1 0.65 33.5 ton/h 56.41 1.40 56.41 1.40 56.41 1.40
Tørring 7.6 0.8 33.5 ton/h 56.41 11.53 56.41 11.53 56.41 11.53
Fjenelse af fremmedlegemer 0.37 0.7 33.5 ton/h 56.41 0.53 56.41 0.53 56.41 0.53
Fødesystem 0.41 1 33.5 ton/h 56.41 0.69 56.41 0.69 56.41 0.69
Fødeflow v. br.v. spec.vandindh. 46.45 46.45 46.45
Forgasningssystem Specifik Specifik Specifik
Forgasser 38.1 0.7 68.8 ton dry/feed 39.48 25.83 39.48 25.83 39.48 25.83
O2 anlæg (installeret) 44.2 0.85 41.7 ton O2/h 0.084 16.80 20.41 16.80 20.41 16.80 20.41
Gasrensning Tj cracker nødv:1 Ej nødv:0 0
Tjære cracker (ej nødv. v. entrained flow) 3.1 0.7 34.2 m3 gas/s 19.545 24.32 0.00 24.32 0.00 24.32 0.00
Cycloner 2.6 0.7 34.2 m3 gas/s 24.32 2.05 24.32 2.05 24.32 2.05
Kondenserende scrubber 2.6 0.7 12.1 m3 gas/s 24.32 4.24 24.32 4.24 24.32 4.24
Posefilter 1.6 0.65 12.1 m3 gas/s 24.32 2.52 24.32 2.52 24.32 2.52
Varmgas rensning (hot gas filters) 30 1 74.1 m3 gas/s 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00 0.00
Syntesegas
Kompressor 11.1 0.85 13.2 MW 0.0185 3.70 3.77 3.70 3.77 0.045 9.00 8.02
Shift reactor (installeret) 36.9 0.85 15.6 Mmol (CO+H2)/h 1.85 6.03 1.85 6.03 1.85 6.03
Selexsol CO2 fjernelse (installeret) 54.1 0.7 9900 kmol CO2/h 0 0.00 5.185 1037 11.15 8 1600 15.11
Methanol reaktor 7 0.65 87.5 ton MeOH/h0.03775 7.55 1.42 0.0735 14.70 2.20 0.0825 16.50 2.37
Recycle kompressor 11.1 0.85 13.2 MW 0.00 0.0025 0.50 0.69 0.0025 0.50 0.69
Methanol distillation og raffinering 15.1 0.7 87.5 ton MeOH/h 7.55 2.72 14.70 4.33 16.50 4.70
Varmevekslernetværk 5 0.9 10000 m2 150 30000 13.44 150 30000 13.44 150 30000 13.44
Sum udstyr i 2001 priser M&S ECI 2001 1094 97.67 111.89 120.64
M&S ECI (Marshall & Swift equipment cost index, 1926=100) 2006 1302 i 2006 priser 116.24 133.17 143.57
Kraftproduktion brutto
Gas turbine 2006priser 15 0.7 26.3 MW 0.1775 35.50 18.50 0.044 8.80 6.97 0.0725 14.50 9.89
Dampturbine 2006 priser 5.1 0.7 10.3 MW 0.14 28.00 10.27 0.1315 26.30 9.83 0.1305 26.10 9.78
SUM udstyr 145.0 150.0 163.2
Ekstra omkost i % af componenter
Instrumetering og kontriol 5.0% 0.3 70 MWth 5.29 5.47 5.96
Bygninger 1.5% 0.65 70 MWth 1.10 1.14 1.24
El tilslutning til net 5.0% 0.2 70 MWth 5.88 6.08 6.62
Forberedelser jord etc. 0.5% 0.65 70 MWth 0.37 0.38 0.41
Ciwil works 10.0% 0.65 70 MWth 7.33 7.58 8.25
El og elektronik 7.0% 0.7 70 MWth 4.87 5.03 5.48
Rørsystemmer 4.0% 0.7 70 MWth 2.78 2.88 3.13
SUM installering m.m 27.61 28.56 31.08
Total invest Mio US $ Invest index 1 172.6 178.5 194.3
$ kurs 6 kr/$ Mio. DKK 1035.8 1071.2 1165.9
Årlige omkostninger Mio.kr/år Mio.kr/år Mio.kr/år
Vedligehold % per år 3.0% 31.1 32.1 35.0
Vedligeholdelsestillæg på gasturbine 30 kr/MWH Driftstid 8000 h/år 8.52 2.112 3.48
Kapitalomkost. realrente 3.0% 86.8 89.7 97.7
Tidshorisont for økonomiberegning 15 år
Bemanding 1 prod. chef, 3 teknikere og 5 driftsoperatører 4.5 4.5 4.5
Udgift for biomasse leveret 35 kr/GJ 201.6 201.6 201.6
Bruttoproduktion el 63.50 35.10 40.60
Egetforbrug el 0.0425 8.5 0.061 12.2 0.088 17.6
Elpris ved salg 400 kr/Mwh Net elprod. og elindtægt 55.00 176 22.90 73.28 23.00 73.6
Fjernvarmepris ved salg 200 kr/Mwh Varmeprod. og varmeindtægt 0 0 0 0 0 0
Balance før methanol salg -156.5 -256.8 -268.6
Breakeven pris på biobrændsel ved tilbagebetaling af anlæg ved angivet tidshorisont LHV NH3 18.6 MJ/kg
Kilopris for biobrændsel MeOH 2.59 kr/kg MeOH 2.18 kr/kg Ammonia 2.04 kr/kg
Specifik energipris for biobrændsel [LHV] 19.9 MJ/kg MeOH 130.2 kr/GJ MeOH 109.7 kr/GJ Ammonia 109.4 kr/GJ
2001 priser fra "Future prospects for production of methanol and hydrogen from biomass ". C.N. Hamelinck and A.P.C.Faaij, Sept. 2001. ISBN 90-73958-84-9.
Tabel 14. Økonomiberegning ved simpel gasturbine uden fjernvarmeleverance.
56

PSO 2005-2 6422
Tilsvarende scenarier, bortset fra at der nu også leveres fjernvarme, ses i Tabel 15.
Bemærk at prisen for anlæggene er beregnet til det samme og gentages således
ikke i Tabel 15.
Konfiguration: Simpel gasturbine Med fjernvarme leverance
Methanol Low Methanol high Ammonia
Total investering* 172.6 178.5 194.3
Mio. DKK 1035.8 1071.2 1165.9
Mio.kr/år Mio.kr/år Mio.kr/år
31.1 32.1 35.0
8.52 2.11 3.48
86.8 89.7 97.7
4.5 4.5 4.5
201.6 201.6 201.6
Bruttoproduktion el 53.90 30.20 34.60
Egetforbrug el 8.5 12.2 17.6
Net elprod. og elindtægt 45.4 145.3 18 57.6 17 54.4
Varmeprod. og varmeindtægt 76.5 122.4 76.9 123.0 70.2 112.3
-64.8 -149.4 -175.5
*) Besp. til LT turbine, kondens. udstyr og køling anvendes til delvis eget fj.v. net
Kilopris brændsel kr/kg 1.07 1.27 1.33
Spec.energpris brænds. kr/GJ 53.9 63.9 66.8
Tabel 15. Økonomiberegning ved simpel gasturbine med fjernvarmeleverance.
Investering i anlægget er regnet uændret i forhold til systemer, hvor der ikke leveres
fjernvarme (se evt. bemærkning).
Følsomheden på produktionsprisen af ammoniak eller metanol er beregnet ved
særskilt variation af pris på biomasse, el, fjernvarme, anlægsinvestering, realrente og
størrelse af anlægget (se Tabel 16).
Breakeven-prisen anses her for at være meget følsom når Følsomhed er et tal større
end 1 eller mindre end -1. Dvs. at der er en større relativ ændring på prisen af
methanol eller ammoniak end den relative ændring af den aktuelle parameter der
varieres på.
Omvendt anses det for at være tale om en lille følsomhed på en parameter, hvis
Følsomhed ligger i intervallet -0.5 til 0.5.
De resterende to tilfælde (intervallerne [-1 til -0.5] og [0.5 til 1]) betegnes her som
moderat følsomhed.
Af Tabel 16 ses, at når der leveres fjernvarme øges følsomheden i alle scenarier,
hvilket er naturligt, da den absolutte breakeven pris også er væsentlig lavere.
Endvidere ses at følsomheden er forholdsvis høj i tilfældet med lavt udbytte af
methanol.
I alle scenarier er realrenten den parameter som methanol- og ammoniakprisen er
mindst følsom over for, mens den største følsomhed er over for prisen på biomasse.
57

PSO 2005-2 6422
Beregnet breakeven pris på brændsler i kr/GJ [LHV] uden fjernvarme leverance
Simpel GT MeOH low Simpel GT MeOH high Simpel Ammonia
enhed -40% Base 40% -40% Base 40% -40% Base 40% -40% Base 40%
Biomassepris Kr./GJ 21 35 49 63 130 197 75 110 144 77 109 142
Relativ ændr. -52% 52% -31% 31% -30% 30%
Følsomhed 1.29 1.29 0.78 0.79 0.75 0.75
Elpris Kr./MWh 240 400 560 189 130 72 122 110 97 121 109 97
Relativ ændr. 45% -45% 11% -11% 11% -11%
Følsomhed -1.12 -1.13 -0.29 -0.28 -0.27 -0.27
Invest index Mio. kr. 0.6 1 1.4 91 130 169 89 110 131 88 109 131
Relativ ændr. -30% 30% -19% 19% -20% 20%
Følsomhed 0.75 0.75 0.47 0.48 0.49 0.49
Realrente 0.018 0.03 0.042 124 130 137 107 110 113 106 109 113
Relativ ændr. -5% 5% -3% 3% -3% 3%
Følsomhed 0.12 0.12 0.07 0.08 0.08 0.08
Størrelse MW th 80 200 600 171 130 101 132 110 94 135 109 92
Relativ ændr. 31% -22% 20% -14% 24% -16%
Følsomhed -0.79 -0.56 -0.50 -0.35 -0.59 -0.39
Beregnet breakeven pris på brændsler i kr/GJ [LHV] med fjernvarme leverance
Simpel GT MeOH low Simpel GT MeOH high Simpel Ammonia
enhed -40% Base 40% -40% Base 40% -40% Base 40% -40% Base 40%
Biomassepris Kr./GJ 21 35 49 -13 54 121 29 64 98 36 67 98
Relativ ændr. -124% 124% -54% 54% -46% 46%
Følsomhed 3.11 3.11 1.35 1.35 1.15 1.15
Elpris Kr./MWh 240 400 560 102 54 6 74 64 54 75 67 59
Relativ ændr. 90% -90% 15% -15% 12% -12%
Følsomhed -2.24 -2.24 -0.38 -0.39 -0.31 -0.31
Fjernvarmepris Kr./MWh 120 200 280 95 54 13 85 64 43 84 67 50
Relativ ændr. 76% -76% 33% -33% 26% -26%
Følsomhed -1.89 -1.89 -0.82 -0.83 -0.64 -0.64
Investering Mio. kr. 0.6 1 1.4 15 54 93 43 64 85 47 67 87
Relativ ændr. -73% 73% -33% 33% -30% 30%
Følsomhed 1.82 1.82 0.82 0.81 0.76 0.76
Realrente 0.018 0.03 0.042 48 54 60 61 64 67 64 67 70
Relativ ændr. -11% 12% -5% 5% -5% 5%
Følsomhed 0.28 0.30 0.13 0.13 0.12 0.12
Størrelse MW th 80 200 600 95 54 25 86 64 48 91 67 51
Relativ ændr. 76% -54% 34% -24% 36% -24%
Følsomhed -1.91 -1.35 -0.85 -0.61 -0.91 -0.60
Tabel 16. Følsomhed på produktionspris af methanol og ammoniak i kr. pr. GJ [LHV].
Fase 4: Processtatus og udviklingsbehov
Fremstilling af ammoniak og methanol sker med veludviklede industrielle processer.
Udviklingsbehov er derfor i alt overvejende grad knyttet til effektiv håndtering af
biomasse, forbehandling, forgasning og justering af biogassens sammensætning til
en velegnet syntesegas.
Håndtering af biomasse
Da der er tale om store produktionsanlæg, kræves et betydeligt opland til fremstilling
af biomassen, og dermed ret lange transportstrækninger. Derfor er det essentielt at
biomassen kan gøres kompakt på hovedparten af transportstrækningen, især på den
del der skal foregå ad landevej. Træ i lige kævler har en middelhøj energitæthed
mens flis er lidt lavere. Restprodukter fra landbrug, som eksempelvis halm, har en
middellav energitæthed hvis presset i storballer og endnu lavere hvis snittet. Hårdere
presningsgrader, så densiteten bliver omkring dobbelt så høj, er ønskeligt (hvis der
primært er tale om vejtransport).
En anden mulighed kan være på decentrale stationer at gennemføre en hurtig
pyrolysering af biomassen (”fast pyrolysis”), hvorved op mod 85% af biomassens
brændværdi (for halm dog kun omkring 75%) kan omformes til en meget energikompakt
opslæmning bestående af omkring 80% biocrude og 20% knust koks. Produktet
58

PSO 2005-2 6422
er ret let at håndtere i tankbiler, hvis det holdes på en temperatur over 10 C. Produktet
kan separere ved flere måneders oplagringstid.
Spildet i processen forefindes som ikke-kondenserbare gasser (10-25% afhængig af
type af biomasse) og kan udnyttes i første omgang til at dække processens behov for
varme og derefter til fjernvarme, hvis anlæggene til hurtig pyrolyse placeres i
forbindelse med eksisterende decentrale varmeværker.
Anlæg til hurtig pyrolyse er imidlertid kun lige kommet på det kommercielle marked.
Dynamotive (Canada) har bygget et anlæg, der kan behandle op til 200 t/dag.
Forbehandling af biomasse
Ved anvendelse af entrained flow forgasning skal biomassen neddeles meget fint
(cirka 0.5 mm), hvilket kræver ganske stort kraftbehov. Alternativt kan biomassen
gennemgå en ristningsproces (torrefaction), som gør biomassen tør og mere sprød
og derfor betydeligt lettere at formale fint. Derved kan arbejdet til neddeling reduceres
til omkring en trediedel jf. ref. 21. Udstyret til torrefaction er dog stadigvæk
ganske kostbart, så det er usikkert om det på nuværende tidspunkt reelt kan betale
sig med denne proces.
Et andet alternativ er, som nævnt ovenfor, en hurtig pyrolysering (fast pyrolysis), hvor
biomassen forinden neddeles til ganske fine partikler (1-5 mm). Herved kan hovedparten
af kraftbehovet til den meget fine neddeling elimineres, idet energibehovet
stiger stærkt for stadigt mindre partikelstørrelser.
De neddelte partikler opvarmes derefter meget hurtigt til omkring 450-500 C, hvorved
hovedparten af biomassen omformes til en pyrolyseolie samt en mindre mængde
som koksrest og ikke-kondenserbare gasser. Sidstnævnte kan bruges til at drive
processen og vil da ende som overskudsvarme som evt. kan anvendes til fjernvarme.
Der findes kun meget få leverandører af udstyr og derudover er forskellige teknologier
afprøvet i laboratorieskala. Der skal flere leverandører til og langt flere anlæg
opstilles før man kan forvente at teknologien modnes og bliver billigere.
Forgasning
Som nævnt tidligere er entrained flow forgasseren kommerciel teknologi, der
anvendes i stor målestok (flere hundrede MW termisk) i forbindelse med kulforgasning
til fremstilling af fx. methanol eller DME. Eftersom der er en væsentlig udgift
ved at skulle neddele biomasse til meget fine partikler, kan der være et incitament til
udvikling af forgasningsteknologien så den kan håndtere lidt større partikelstørrelser.
Konklusion
I denne forundersøgelse er undersøgt en række koncepter (proceskonfigurationer)
for fremstilling af methanol og ammoniak i samproduktion med el på basis af
biomasse. Der er varieret på forholdet mellem netto elproduktion og udbyttet af
methanol. Muligheden for at afsætte fjernvarme er ligeledes optimeret i nogle
casestudier.
For undersøgelserne af methanol og ammoniak bemærkes, at hvor der er kommerciel
teknologi tilgængelig, antages denne anvendt som den forefindes for nuværende.
Med hensyn til de få teknologiprocesser, som ikke er modne på det kommercielle
59

PSO 2005-2 6422
marked, er der taget udgangspunkt i det vi har vurderet som værende de mest
lovende teknologier mht. mulighed for praktisk realisation og potentialer.
I undersøgelserne er kun de mest oplagte og således ikke alle muligheder for
kraftproduktion i processen udnyttet. Det kan derfor ikke udelukkes at det vil være
rentabelt at ”presse” lidt mere kraftproduktion ud af den samlede proces i de enkelte
scenarier.
Der er ikke set på muligheden for at integrere processerne med andre eksterne
processer, som kan tænkes at komme i spil i et fremtidigt scenarium. Det kunne
eksempelvis være ilt, som biprodukt fra elektrolyse af vand, som vil være værdifuldt i
forgasningsprocessen, da denne mængde så ikke skal produceres ved den omkostningstunge
separation af luft.
I det omfang vi har fundet det relevant og muligt, er der foretaget sammenligning
med resultater fra lignende studier. Konkret er der foretaget procesintegrationsanalyser
på nogle proceskoncepter til fremstilling af bio-methanol, som er opstillet i et
hollandsk studium (ref. 11).
En sammenligning af resultater viser her at det er muligt at forbedre energivirkningsgraden
væsentligt, alene ved en betydelig bedre varmeintegration og hermed gøre
det muligt at producere mere damp til generering af el.
Der er således påvist et potentiale for forøgelse af elproduktion netto fra anlægget på
over 40%. Denne forbedring er opnået vel at mærke uden at ændre på kærneprocessens
konfiguration og procesparametre, som i pinch-teorien anføres som det
sted, hvor mulighederne for de største besparelsespotentialer ofte skjuler sig.
Der er beregnet til hvilken pris bio-methanol og bio-ammoniak kan fremstilles på
forskellige konfigurationer af anlæg. Endvidere er der gennemregnet følsomheder for
en række af de mest betydningsfulde parametre som: priser på biomasse, el og
fjernvarme samt realrenten og anlægsstørrelse.
Opsummering af resultater
Methanol
I undersøgelsen er vi kommet frem til at methanol kan fremstilles på træflis med 30%
fugt med en virkningsgrad på omkring 41% (både udregnet efter øvre og nedre
brændværdi).
Kraftforbruget til processerne dækkes af egenproduktion af el og derudover kan der
netto eksporteres el svarende til 8-12% af brændværdien (HHV) for tre undersøgte
scenarier (simpel GT med fjernvarme, simpel GT og avanceret GT med fjernvarme).
Konverteringsvirkningsgraden til højværdige nytteprodukter ligger således mellem
49% og 53% (HHV).
Er der mulighed for at afsætte overskudsvarme til fjernvarme, kan den samlede
konverteringsvirkningsgrad komme op på 88%. I ovenstående scenarier er der
prioriteret et ret højt udbyttet af methanol.
Som et alternativt kan man vælge, på bekostning af et lavere udbytte af methanol, at
producere mere el til eksport fra anlægget. For de tilsvarende tre scenarier som
nævnt ovenfor er der lavet undersøgelser med et methanoludbytte på omkring 22%
(HHV), hvor eleksporten da bliver mellem 20 og 23% (HHV).
Ved denne omprioritering, hvor elproduktionen øges på bekostning af methanol, er
man i stand til at opnå høje marginale elvirkningsgrader (59%-65%, HHV MeOH eller
68%-73%, LHV MeOH).
60

PSO 2005-2 6422
Ammoniak
Undersøgelserne med ammoniakproduktion har vist at ammoniak kan fremstilles på
træflis med 30% vandindhold med en virkningsgrad på cirka 46% og 43% for øvre og
nedre brændværdi hhv.
Der er undersøgt to scenarier: I det ene er anvendt en simpel gasturbine og der
produceres fjernvarme, mens der i det andet er antaget at der ikke er mulighed for at
afsætte fjernvarme, hvorfor elproduktionen er søgt optimeret i stedet for.
Som for methanol dækkes kraftforbruget internt i processen af egenproduktionen og
dertil kommer et overskud af elproduktion svarende til 8.5% (LHV) i tilfældet hvor der
leveres fjernvarme og 11.5% (LHV) i det andet.
Konverteringsvirkningsgraden til højværdige nytteprodukter ligger således på 53% og
56% (HHV) for de to scenarier med og uden fjernvarme henholdsvis.
Med fjernvarmeproduktion kommer den samlede nyttevirkningsgrad op på 84%
(HHV) og 86% (LHV).
Bio-ammoniak oplagt som CO2 reducerende tiltag
En væsentlig fordel ved bio-ammoniak, i forhold til traditionel afbrænding af biomasse
med luft eller konvertering af biomasse til ethanol eller methanol, er at kulstoffet i
biomassen under processen fraskilles som en næsten ren CO2 gas. Det er derfor
forholdsvist enkelt og oplagt at deponere denne CO2. Det kan fx. ske ved tryksætning
og lagring på dybt vand eller i egnede underjordiske hulrum.
Derved bliver ammoniakfremstillingen baseret på biomasse ikke CO2 neutral, men
derimod reducerende på atmosfærens indhold af CO2. Processens effekt på CO2
reduktion i forhold til at fremstille bioethanol er dermed mindst dobbelt så stor og vil
også være væsentlig større end når der anvendes en methanolrute, som i nærværende
undersøgelse.
I beregningerne af omkostninger ved fremstilling af ammoniak er der dog ikke
indregnet en gevinst fra virkningen af en CO2 reduktion.
Tabene i forbindelse med fremstillingen af methanol vil være ækvivalent med en CO2
dannelse i processerne, som også vil forekomme i en ganske koncentreret form så
en mere fuldstændig separation af denne CO2 med henblik på deponering kræver
kun forholdsvis lidt ekstra energibehov. Stadigvæk vil en væsentlig del af biomassens
kulstof forefindes i den producerede methanol.
Produktionspriser af methanol eller ammoniak
Med antagelser bl.a. pris på biomasse på 35 kr/GJ, elpris på 400 kr/MWh og
fjernvarmepris på 200 kr/MWh er beregnet til hvilke priser methanol og ammoniak
kan produceres i de forskellige processcenarier.
Hvis spildvarmen fra processen kan sælges som fjernvarme, bliver produktionsprisen
på methanol eller ammoniak væsentligt lavere (en prisreduktion på mellem 58% og
38%).
I undersøgelsen er nået frem til at methanol ved et udbytte på 22% (HHV) kan
fremstilles til 54 kr./GJ, når der samtidigt produceres meget el og fjernvarme og til
130 kr./GJ, hvis der ikke er mulighed for at levere fjernvarme. I et andet scenarium,
hvor methanoludbyttet er væsentligt højere (41% HHV), er produktionspriserne med
og uden mulighed for salg af fjernvarme hhv. 64 kr./GJ og 110 kr./GJ.
Scenarierne, hvor der produceres ammoniak, viser tilsvarende produktionspriser på
67 kr./GJ og 109 kr./GJ med og uden fjernvarme salg hhv.
61

PSO 2005-2 6422
Til sammenligning kan nævnes at prisen for naturgas (excl. moms, afgifter og
transmission) med en fastprisaftale gennem DONG energy, i skrivende stund er 3.14
kr/Nm3, svarende til en pris på 79.4 kr./GJ. Priser for naturgas på de internationale
gasbørser er imidlertid betydeligt lavere og har i de seneste på år ligget væsentligt
under olieprisen (se Figur 43). Prisen ligger her i niveauet 30-40 kr./GJ.
Figur 43. Spotmarkedspriser på naturgas fra tre børser: Henry Hub i Nordamerika, NBP
(National balancing point, UK og Zeebrugge i Belgien. Ref. 29.
Afsluttende bemærkninger
Sammenligning af forskellige teknologier inden for området: fremstilling af brændsler
til transportsektoren på basis af biomasse, er i sig selv komplekst og vanskeligt og
kan ikke på rimelig og neutral vis udtrykkes med et enkelt nøgletal.
Der er dels en problematik i forbindelse med hoved- og biprodukter både i relation til
råvaren (er biomassen et restprodukt eller en primær produktion, som dermed
lægger beslag på en række begrænsede ressourcer som bl.a. dyrkningsbar landområde)
og i relation til biprodukterne som el, lavtemperaturvarme og evt. restprodukter
som ikke konverteret biomasse i form af eksempelvis lignin og molasse.
Alle disse biprodukter kan sagtens omregnes til et energiindhold. Sagen er imidlertid
at det samme energiindhold fra de forskellige produkter langt fra er lige værdifulde og
værdien afhænger tilmed af i hvilket system og i hvilket omfang de indpasses.
En nøgtern sammenligning med alternative teknologier vanskeliggøres derudover af
manglende detailinformation i de forskellige analyser og opgørelser.
Endelig kan nævnes, som en yderligere kompleksitet, problematikken med om man
overhovedet bør producere brændsler til transportsektoren på basis af biomasse.
Problematikken består i om den biomasse, der er til rådighed eller kan påregnes
genereret, alternativt kan anvendes mere rationelt andre steder (kan biomassen
substituere mere fossilt brændsel i andre anvendelser?). Dette aspekt ligger uden for
rammerne af nærværende undersøgelse, og er derfor ikke inddraget yderligere.
62

PSO 2005-2 6422
I et forsøg på at sammenligne med ethanol fremstilling af halm efter IBUS konceptet,
er der beregnet tilsvarende procesvirkningsgrader for dette koncept. Det skal
bemærkes, at ved konvertering af halm efter det proceskoncept, der er benyttet i
nærværende studium, kan der være behov for nogle ændringer efter forgasningsprocessen,
som følge af korrosionsmæssige forhold (primært som følge af et væsentlig
højere indhold af kalium og klor i halm i forhold til træ).
Alternativt kan halmen forbehandles med ”fast pyrolysis” hvor hovedparten bliver til
pyrolyseolie, der kun indeholder små mængder af de nævnte stoffer, som primært
bliver opkoncentreret i en koksrest. Kalium og klor kan vaskes ud af koksen, så også
koksen kan anvendes til forgasning.
Beregningerne har vist at methanol og ammoniak kan fremstilles med noget højere
virkningsgrader end de, der er beregnet i IBUS-konceptet, specielt når der regnes
med en brændværdi af halmen, som oplyst af DONG energy 10 .
For højværdige nyttige produkter (ethanol + el) er virkningsgraden for tre koncepter
beregnet til at ligge mellem 0.46 og 0.53 (HHV) med vores estimerede brændværdi
af halm og til at ligge mellem 0.42 og 0.49 (HHV) med en brændværdi af halm som
den vi har fået oplyst af DONG energy.
I de methanolkoncepter, der er undersøgt, er der varieret på produktionsforholdet
mellem methanol og el. Anlæggene forudsættes at skulle køre i hele tiden, bortset fra
perioder til vedligeholdelse. Der kan på sådanne anlæg være tale om non-stop drift i
flere år for visse dele af produktionen.
Netto-elproduktionen, som skal eksporteres fra anlægget, vil således være at
betegne som ren grundlast. Ved større grad af indpasning vil dette give anledning til
yderligere flaskehalse i den bundne elproduktion, som i forvejen er høj i det danske
elsystem. Denne problematik vil favorisere et proceskoncept med høj methanol- og
lav elproduktion.
En oplagt mulighed er derfor at undersøge om det vil være fornuftigt at bygge
fleksible anlæg, hvor det er muligt i større grad at forskyde produktionsforholdet
methanol/nettoel, således at produktionsanlægget langt bedre kan tilpasse produktionen
i forhold til de varierende behov, der konstateres i det nuværende elsystem.
10 Det bemærkes at der ikke har været overensstemmelse mellem den brændværdi, der i dette projekt
er estimeret for halmen og den brændværdi som DONG energy har oplyst.
63

PSO 2005-2 6422
Referenceliste
1. Pressemeddelelse fra TV2: http://www.tv2fyn.dk/article/27816
2. Energioptimering på ammoniak- og methanolfabrikker (JSC ACRON, Rusland). Weel
& Sandvig, 2005.
3. Energy Optimisation of an Ammonia Plant, Kemira Tertre, Belgium, M. W. Hansen,
1997.
4. Ammonia, Methanol, Hydrogen, Carbonmonoxide. Modern Production Technologies.
M. Appl. British Sulphur Publishing, 1997. ISBN 1-873387-26-1.
5. Biomass to Hydrogen - Production Detailed Design and Economics Utilizing the Battelle
Columbus Laboratory Indirectly-Heated Gasifier. P. Spath, A.Aden, T.Eggeman,
M. Ringer, B. Wallace and J. Jechura. NREL/TP-510-37408. May 2005.
6. Life cycle assessment of hydrogen production via natural gas steam reforming. P.L.
Spath and K.M. Mann, NREL/TP-570-27637, 2001.
7. Analysis of Current-Day Commercial Electrolyzers. Technology Brief: NREL/FS-560-
36705, September 2004. http://www.nrel.gov/docs/fy04osti/36705.pdf
8. Making Hydrogen by Electrolysis of Methanol. B. Jeffries−Nakamura et al. NASA
TECH BRIEF Vol. 26, No. 6. 06-2002. http://www.methanol.org/pdf/JPL_DMFC.pdf
9. LCM - the low cost methanol technology. T. Fitzpatrick. Synetix. 2002.
10. Substructure of the inner core of the Earth, J. M. Herndon, Proceedings of the National
Academy of Sciences of the United States of America 93(2): pp.646-648,
January 1996.
11. Future prospects for production of methanol and hydrogen from biomass. C.N.
Hamelinck and A.P.C. Faaij, Universiteit Utrecht, Sept. 2001. Report NWS-E-2001-
49. ISBN 90-73958-84-9.
12. Prospect for ethanol from Lignocellulosic Biomass: Techno Economic performance
as developments progresses. C. N. Hamelinck, G. V. Hooijdonk, A. P. Faaij, 2003.
13. Co-Production of Cellulosic Bio-Ethanol, Power and Heat. J.H. Reith et al. (ECN)
2004.
14. New concepts for biofuels in transportation - biomass-based methanol production
and reduced emissions in advanced vehicles. M. Ohlström et al. VTT Espoo 2001.
ISBN 951-38-5781-6.
15. The Pegasus Unit: The Lost Art of Driving Without Gasoline, N.A. Skov and M.L.
Papworth, 1974.
16. Gasification, presented by R. Klepper
http://www.emnrd.state.nm.us/ECMD/IndustryBiomass/docs/GF_presentations/combppt-Klepper.pdf
17. Pressurised entrained flow gasifiers for biomass. E. Henrich, F. Weirich. Forschungszentrum
Karlsruhe, Institut für Technische Chemie, Karlsruhe, Germany.
IT3´02 Conference, 2002, New Orleans, Louisiana.
64

PSO 2005-2 6422
18. Fast pyrolysis based biorefineries, T. Bridgewater. Bio-Energy Research Group,
Aston University Birmingham, UK. American Chemical Society Meeting & Exposition,
August 28 - September 1, 2005. Washington, DC USA.
19. State of the art in biomass gasification and pyrolysis technologies 2005. E. Rensfelt.
SYNBIOS, Stockholm, Sweden.
http://www.ecotraffic.se/synbios/konferans/presentationer/19_maj/gasification/synbios_rensfelt_erik.pdf
20. Status of biomass gasification in countries participating in IEA and GasNet activity.
August 2004. Compiled and edited by: K.W. Kwant, Novem, Netherlands, H. Knoef,
BTG, Netherlands.
21. Torrefaction for entrained-flow gasification of biomass. Bergman, P.C.A.; Boersma,
A.R.; Kiel, J.H.A. (ECN Biomass, Petten (Netherlands)); Prins, M.J.; Ptasinski, K.J.;
Janssen, F.J.J.G. (Eindhoven University of Technology, Eindhoven (Netherlands)).
Energy research Centre of the Netherlands ECN, Petten (Netherlands). ECN-C--05-
067, 2005.
22. Torrefaction for biomass co-firing in existing coal-fired power stations. P.C.A. Bergman,
A.R. Boersma, R.W.R. Zwart and J.H.A. Kiel “BIOCOAL”. ECN-C--05-013.
2005.
23. Torrefied Biomass: A foresighting study into the business case for pellets from torrefied
biomass as a new solid fuel. P. Mitchell; J. Kiel; B. Livingston; G.A. Dupont-Roc.
A presentation at: “All Energy’07", May 24 th 2007.
24. Biomass Pyrolysis. IEA Bioenergy:T34:2007:01.
25. Modeling thermally thick pyrolysis of wood. K.M. Bryden, K.W. Ragland & C.J. Rutland.
2002. Biomass and Bioenergy 22(1) p.41-53.
26. Equipment Design and Cost Estimation for Small Modular Biomass Systems, Synthesis
Gas Cleanup, and Oxygen Separation Equipment. Task 2: Gas Cleanup Design
and Cost Estimates – Wood Feedstock. Subcontract Report NREL/SR-510-
39945 May 2006.
27. Process Synthesis Optimization and Flexibility Evaluation of Air Separation Cycles.
A. R. Sirdeshpande et al. AIChE J, Vol.51, No.4: 1190–1200, 2005
28. AMMONIA, Principles and Industrial Practice. M. Appl. WILEY-VCH. ISBN 3-527-
29593-3.
29. Transatlantic natural gas price convergence – Is LNG doing its job?, A. Neumann.
Globalization of natural gas markets working papers WP-GG-20. 2007
Anden litteratur
a) Kraftværker med separation og deponering af CO2 (Zero Emission Power
Plant). M. Weel Hansen, J. Sandvig Nielsen, Dansk Kemi, 83, 2002.
b) Fremstilling af methanol ud fra biobrændsler. M. Weel Hansen, Temadag
BES (IDA), november 2003.
c) Energy Optimisation of Integrated Process Plants. J. Sandvig Nielsen, Ph.D.
Thesis, 1995.
65

PSO 2005-2 6422
d) Benchmarking Biomass Gasification Technologies for Fuels, Chemicals and
Hydrogen Production. Jared P. Ciferno, John J. Marano, DOE, National Energy
Technology Laboratory, June 2002.
e) Determining the Cost of producing Ethanol from Corn Starch and Lignocellulosic
Feedstock. NREL, October 2000.
f) Feasibilitity Phase project for Biomass-Derived Alcohols for Automotive and
Industriel use. ALTENER “BAL-Fuels project”, Sept. 1997.
g) Essential Thinking, Elsamkoncernen 2005.
h) IBUS: Integrated Biomass Utilization System (Co-production of electricity and
bioethanol). C. Nielsen et al. Risø. International Energy Conference, May
2005.
i) The future for biomass pyrolysis and gasification: status, opportunities and
policies for Europe. A. V. Bridgewater, 2002.
http://ec.europa.eu/energy/res/publications/doc1/report_p536_v2.pdf
Forkortelser
aMDEA Aktiveret MDEA
CC Combined Cycle Kombiværk
CFB Circulating Fluidized Bed
DAF Dry and ash free
DME Dimethylether Dimetylæter
DTmin Mindste temperaturdifferens i varmeveksler mellem kold og varm side
FB Fluidized Bed
FT Fischer-Tropsch
GT Gas Turbine Gasturbine
HEN Heat Exchanger Network Varmevekslernetværk
HHV Higher heating value Øvre brændværdi
IBUS Integrated Biomass Utilisation System
LHV Lower heating value Nedre brændværdi
MEA Mono-ethanolamine
MeOH Methanol
MDEA Methyl-diethanolamine
Ngas Naturgas
NREL National Energy Research Laboratory, Colorado
OTM Oxygen Transport Membrane
PEM Proton Exchange Membrane
PPM Parts per million
PSA Pressure Swing Absorption
TRIT Turbine rotor inlet temperature
WS Weel & Sandvig
wt Weight
66

PSO 2005-2 6422
Appendix A: Gasturbiner
Tabel 17. Gasturbiner fra GE.
Tabel 18. Gasturbiner fra GE.
67

PSO 2005-2 6422
Tabel 19. Sammensætning af syngas fra forskellige lokationer.
Tabel 20. GE erfaringer med syngas i gasturbiner.
Drift af gasturbiner med de relevante sammensætninger af gas er undersøgt dels
med beregninger foretaget i programmet GasTurb og en simplere simulering i det
generelle flow-sheeting program VMG-Sim.
I GasTurb kan man simulere gasturbinens karakteristik og dermed betydningen når
man anvender et brændsel, som er væsentlig forskelligt fra naturgas. Når man tager
udgangspunkt i en 2-akslet gasturbine (som vist i Figur 44) og anvender den
purgegas, som fremkommer i de enkelte scenarier, vil man konstatere at operationspunktet
forskydes mod ”surge-line” i karakteristikken for kompressoren.
For at modvirke denne tendens, kan man øge strømningsarealet i power-turbinen og
samtidigt enten øge antallet af trin eller ændre på udløbsvinklen i power-turbinen.
Alternativt kan problemet løses ved at blæse en del af luften af efter kompressoren.
Den luftkomprimering, som i givet fald skal blæses af, vil ikke være spildt, da den kan
68

PSO 2005-2 6422
anvendes i anlægget til separation af luft. Vi har dog i vores generelle simuleringer
antaget at gasturbinen er tilpasset, så den kan arbejde med purge-gassen uden
afblæsning af kompressorluft.
Figur 44. Gasturbine simuleret vha. programmet GasTurb. http://www.gasturb.de.
Figur 45. Kompressormap med surge line m.m.
69

PSO 2005-2 6422
Appendix B. Luftseparation med kryoteknik.
Figur 46. Proces flowdiagram af luftseparationsanlæg. Kilde: Praxair.
70

PSO 2005-2 6422
Figur 47. Iltproduktion med kryoteknik og kraftintegration (gasturbine).
71

PSO 2005-2 6422
Appendix C: Iltseparation med Ion Transport Membraner
Fremstilling af ilt kan alternativt til kryoteknik ske med Ion Transport Membraner
(ITM).
Figur 48. Ion Transport Membraner opererer ved temperatur på 800 - 900 C og et tryk
på 15 til 25 bar.
Figur 49. Skematisk model af et anlæg med en kapacitet på 5 tons pr. dag.
72

PSO 2005-2 6422
Figur 50. Luftfoto af et tilsvarende anlæg som skitseret i Figur 49.
Tabel 21. Nøgledata og specifikke omkostninger ved fremstilling af ilt med traditionel
kryoteknik og ion transport membran (ITM) og betydningen heraf på IGCC.
73

PSO 2005-2 6422
Figur 51. Tre integrationsmuligheder af gasturbine i et luftseparationsanlæg.
74

PSO 2005-2 6422
Appendix D: IBUS koncept – virkningsgrader
På basis af informationer fra IBUS-konceptet, er der estimeret virkningsgrader, som
svarer til de der er anvendt i de øvrige analyser i rapporten. Det bemærkes at den
nøjagtige stofsammensætning af halm ikke fremgår i oplysninger fra IBUS. Dette
giver anledning til noget usikkerhed.
Vi har derfor taget udgangspunkt i tilgængelige data på hvedehalm fra BioLex
databasen (http://www.biolexbase.dk). I vores beregninger er benyttet middelværdier
af brændværdier (DAF: dry and ash free), for 10 prøver af hvedehalm, som derefter
er omregnet til det indhold af vand og aske, som opgives i IBUS’ massebalance.
Dette giver imidlertid en noget lavere brændværdi af halmen (13.54 MJ/kg, LHV) end
den brændværdi som DONG energy på forespørgsel har oplyst (14.6 MJ/kg LHV).
Derfor er der lavet beregninger med begge brændværdier (se Tabel 22).
IBUS: Estimeret beregning LHV HHV Br.værdi iflg. DONG energy
Brændværdi halm (14% H2O, 12% ash) MJ/kg 13.54 14.79 (estimeret) LHV 14.60
Brændvædi ethanol MJ/kg 26.7 29.6
Brændværdi biorest (lignin + aske) MJ/kg 10.48 (35% aske, 9% vand)
Input Case c2 Case d2a Case d2b Case c2 Case d2a Case d2b
Halm tørstof ton/y 945000 683000 645000
Indfyret GWh/y 3554 2569 2426 3833 2770 2616
Damp GWh/y 957 782 692 957 782 692
El GWh/y 158 143 112 158 143 112
Køling GWh/y 948 799 703 948 799 703
Output:
Ethanol ton/y 140000 140000 140000 140000 140000 140000
Lignin (biorest) ton/y 330000 251300 227500 330000 251300 227500
C5 molases ton/y 422000 175600 163900 422000 175600 163900
Ethanol GWh/y 1038 1038 1038 1038 1038 1038
Biorest (lignin) GWh/y 943 718 650 943 718 650
C5 molases GWh/y 1155 481 449 1155 481 449
Køling GWh/y 948 799 703 948 799 703
Elprod biorest (eta=0.35,modtryk procesdamp) GWh/y 330 251 227 330 251 227
Fjernvarmeprod. biorest GWh/y 537 409 370 537 409 370
Minimum C5 molase til rest CHP GWh/y 736 654 564 736 654 564
El fra C5 molase CHP GWh/y 258 229 197 258 229 197
Samlet el fra CHP af biorest + C5 molase GWh/y 588 480 425 588 480 425
El_UC5: Netto el (eta = 0.35) uden C5 kondens GWh/y 430 337 313 430 337 313
El fra C5 (eta=0.45, kondens) GWh/y 188 -78 -52 188 -78 -52
El_maks: Netto el med C5 kondens GWh/y 618 259 261 618 259 261
Virkningsgrader: Ethanol LHV 0.292 0.404 0.428 0.271 0.375 0.397
Ethanol + biorest LHV 0.557 0.684 0.696 0.517 0.634 0.645
Ethanol + El_UC5 + C5 LHV 0.531 0.468 0.509 0.492 0.434 0.472
Ethanol + El_maks LHV 0.466 0.505 0.536 0.432 0.468 0.497
Ethanol + El_maks/0.45 LHV 0.679 0.628 0.667 0.629 0.583 0.619
Ethanol + El_maks + fj.v. fra køling LHV 0.733 0.816 0.825 0.680 0.757 0.765
Ethanol + El_maks/0.45 + fj.v. fra køling LHV 0.945 0.939 0.957 0.877 0.871 0.887
Ethanol HHV 0.296 0.410 0.434 0.275 0.380 0.403
Ethanol + El_maks HHV 0.456 0.502 0.533 0.423 0.466 0.494
Tabel 22. IBUS koncept. Weel & Sandvigs estimering af virkningsgrader. Til venstre
baseret på en estimeret brændværdi af halmen, og til højre på basis af en brændværdi
som DONG energy har oplyst på forespørgsel. Det er antaget at al overskudsvarme,
der bortkøles (benævnt ”Køling”), kan omsættes til fjernvarme. Det er dog ikke sikkert
at al denne varme findes ved et tilstrækkeligt temperaturniveau, og i så fald vil
potentialet for fjernvarme blive mindre end beregnet i tabellen.
75