Umweltinnovation im Sägewerk: Weniger Verschnitt spart Holz Werden aus Stämmen Bretter oder Dielen geschnitten, muss durch das Besäumen die runde Baumkante des Stammes entfernt werden. Im Rahmen des Umweltinnovationsprogramms wurde erfolgreich ein Verfahren erprobt, bei dem weniger Verschnitt anfällt und wertvolles Holz eingespart wird. Früher wurden im Albrecht Sattelmacher Hartholzsägewerk in Niedersachsen, wie in der Branche üblich, Bretter besäumt, mit Übermaß gesägt und anschließend getrocknet. Während der Trocknung schrumpft das Holz unregelmäßig, so dass es anschließend noch einmal auf die gewünschten Abmaße gesägt werden muss. Durch die erstmalige großtechnische Umsetzung einer innovativen Verfahrenskombination aus Trocknen und Besäumen kann nun auf das Übermaß beim Sägen verzichtet werden. Das Holz wird erst nach der Trocknung direkt in einem Arbeitsgang besäumt und auf das korrekte Maß gesägt. Die Holzausbeute konnte so um rund 10 Prozent gesteigert werden. Da weniger Holz angeliefert werden muss, wird zusätzlich weniger CO 2 ausgestoßen. Bei etwa 50 bis 70 anderen Hartholzsägewerken in Deutschland könnte diese Technikkombination ebenfalls eingesetzt werden.
Gewinnung von Kalisalzen: Die geförderten Rohsalze enthalten aufgrund ihrer Entstehungsgeschichte verschiedene Salzminerale. Das Ziel der Aufbereitung nach der Förderung ist das Abtrennen der Wertstoffe als verkaufsfähige Produkte von den Mineralsalzen, die den Rückstand bilden. Dies kann in Abhängigkeit der Eigenschaften der zu verarbeitenden Rohstoffe auf unterschiedliche Weise und in den verschiedensten Verfahrenskombinationen geschehen. Bei allen Prozessen steht am Anfang das Mahlen des stückigen Rohsalzes (bis zu Korngrößen um 1 mm). Die weiteren Verfahren sind sehr stark vom Rohsalztyp, dessen spezieller Zusammensetzung und dem Verwachsungsgrad der Salzminerale abhängig (BMU 1995). Die wichtigsten Prozesse sind: (1) Heißlöseverfahren: Aus dem Rohsalz wird Kaliumchlorid mittels einer heißen , mit Natriumchlorid gesättigten Kreislauflösung gelöst und durch Kristallisation mittels Vakuumverdampfung gewonnen. Der feste Rückstand wird meistens aufgehaldet. Falls Carnallit im Rohsalz enthalten ist, fällt dies in gelöster Form an und wird entsorgt (Ableitung in den Zechstein). (2) Elektrostatische Aufbereitung (ESTA): Das Rohsalz wird mit selektiv wirkenden oberflächenaktiven Stoffen behandelt und trocken im elektrischen Feld getrennt. Es fällt kein Prozeßwasser an. Der Rückstand der ersten Stufe wird aufgehaldet, während die Produkte weiterer Stufen anderen Aufbereitungsverfahren zugeführt werden können. Die ESTA kann auch zur Abtrennung von Kieserit eingesetzt werden. (3) Flotation: Dieses Verfahren wird für Rohsalze und den Rückstand des Heißlöseverfahrens angewendet. Auch bei diesem Verfahren werden selektiv wirkende oberflächenaktive Substanzen eingesetzt. Die Trennung erfolgt in einer sog. Traglauge durch das Abschöpfen eines wertstoffreichen, schaumigen Konzentrats. Der Rückstand wird aufgehaldet, die Trennflüssigkeiten weitestgehend im Kreis geführt. (4) Kieseritwäsche: Der feste Rückstand des Heißlöseverfahrens besteht aus einem Steinsalz-Kieserit-Gemisch, aus dem das Steinsalz in einem mehrstufigen Waschvorgang herausgelöst wird und als flüssiger Rückstand anfällt. (5) Herstellung von Kaliumsulfat: Aus Kaliumchlorid und Kieserit wird durch eine zweistufige Umsetzung Kaliumsulfat hergestellt. Dabei fällt magnesiumchloridhaltiges Abwasser an (BMU 1995). Insgesamt bestehen die Aufbereitungsrückstände im wesentlichen aus Magnesiumchlorid und Steinsalz. Magnesiumchlorid fällt dabei zwangsweise im Abwasser an. Der Abwasseranfall für die verschiedenen Verfahren wird vom BMU folgendermaßen beziffert: Tab.: Spezifischer Abwasseranfall für die einzelnen Aufbereitungsverfahren (BMU 1995) Verfahren Bezug Abwasser (m³) Heißlösen t verarbeitetes Rohsalz SylvinitHartsalz+Carnallit+ je % MgCl2 <0,10,10,03-0,05 Flotation je t verarbeitetes Rohsalz+ je % MgCl2 0,10,03-0,05 Kieseritwäsche je t Kieserit 5-7 Kaliumsulfat-Herstellung je t eingesetztes Kaliumchlorid mit 60 % K2O 3-5 Die beschriebenen Verfahren werden an den verschiedenen Standorten in unterschiedlichen Kombinationen je nach Vorkommen, Zusammensetzung des Salzes (Wertstoffgehalt) und Verwachsungsgrad eingesetzt. Die prägenden Rohsalztypen für die einzelnen Werke sind in der folgenden Tabelle gemeinsam mit den Produktionsdaten zusammengestellt. Tab.: Produktionskapazitäten der einzelnen Kaliwerke für 1993 incl. Produktionsstruktur (BMU 1995). Werke Rohsalz Kali Kaliumsulfat Kieserit Mio t Mio t K2O Mio t K2O Mio t Hattorf (He)H.salz/Carn. 9,6 0,7 0,38 0,1 Neuhof (He)H.salz/Carn. 3,7 0,35 - 0,6 Wintershall (He)H.salz/Carn. 9,5 0,65 0,26 0,1 Sigmundshall (Nd)Sylvinit 3,0 0,4 - - Unterbreizbach (Th)H.salz/Carn. 4,1 0,4 - 0,3 Zielitz (SA)Sylvinit 8,6 1,1 - - Summe 38,5 3,6 0,64 1,1 Der hier bilanzierte Prozess der Gewinnung von Kalisalzen umfaßt die Aufbereitung der geförderten Rohsalze zu absatzfähigen Produkten. Für die Bilanzierung standen lediglich Sekundärdaten zur Verfügung (OEKO 1992a), (BMU 1995), (Scharf 1993), (Kali 1996). Daraus ergibt sich sowohl der Grad der Aggregation als auch die weitgefaßten Systemgrenzen. Die Materialbilanzen konnten nur aus Daten hessischer Werke für den Bilanzzeitraum Anfang der 90er Jahre zur Erstellung der Kennziffern herangezogen werden. Dabei sind der Berechnung der Kennziffern die Planungsdaten für das Jahr 1993 zugrundegelegt, die aber durch reale Produktionsdaten verifiziert werden konnten. Über den Energiebedarf der Prozesse lagen keine Daten vor. Hier mußte auf statistische Daten zurückgegriffen werden (OEKO 1992a). Die hessischen Werke machen den weitaus größten Teil der westdeutschen Produktion aus. Die Förderung in den neuen Bundesländern konnte nicht berücksichtigt werden. Es muß jedoch darauf hingewiesen werden, daß die Werte für die anderen Werke stark abweichen kann. Je nach Zusammensetzung des Rohsalzes, der eingesetzten - meist kombinierten - Verfahren und dem Produktportfolio können andere Kenngrößen differieren. Weiterhin muß darauf hingewiesen werden, daß die Berechnungsgrundlage für die verwendeten Bilanzen nicht eindeutig geklärt ist (Scharf 1993). Dadurch können in der Bilanz auftretende Differenzen nicht abschließend erklärt werden. Eine abschließende Erklärung wäre nur im Rahmen einer weitergehenden Studie möglich, die im Rahmen von GEMIS nicht zu leisten ist. Eine weitergehende Untergliederung des Prozesses in einzelne Prozesseinheiten oder nach einzelnen oben beschriebenen Verfahren ist anhand der vorliegenden Daten nicht möglich gewesen. Aufgrund der mangelhaften Datenlage ist der vorliegende Datensatz nur als grobe Schätzung zu bezeichnen. Allokation: Neben den Kalisalzen Kaliumchlorid und Kaliumsulfat wird Magnesiumsulfat in großen Mengen gewonnen, das auf die Wirtschaftlichkeit der deutschen Werke einen entscheidenden Einfluß hat (Scharf 1993). Diese drei Produkte werden in der vorliegenden Bilanz gleichwertig in bezug auf die Masse als Hauptprodukt angesehen. Es findet somit eine Allokation nach Masse statt, wobei die Produkte summarisch bilanziert werden. Neben den erwähnten Produkten werden keine weiteren Produkte in der Bilanz berücksichtigt. Auch Brom wird nicht mitbilanziert, da die Bromproduktion durch die Kaliindustrie eingestellt wurde (BMU 1995). Mineralsalze in fester und gelöster Form werden als Rückstände angesehen, auch wenn teilweise Bestrebungen existieren, sie ebenso als Produkt zu verwerten. Bislang wird jedoch der Großteil verworfen. Genese der Kennziffern Massenbilanz: Bezogen auf eine Tonne Produktmix müssen nach den Planungsdaten der hessischen Werke für das Jahr 1993 8250 kg Rohsalz gefördert werden (Scharf 1993). Diese Daten können durch die realen Produktionszahlen bestätigt werden. Im Jahr 1993 mußten real zur Gewinnung einer Tonne Produktmix ca. 8120 kg Rohsalz verarbeitet werden (Kali 1996). Dieser Wert wird in der vorliegenden Studie angesetzt, da er auf Herstellerangaben beruht. Energiebedarf: Zum Energiebedarf bei der Gewinnung von Kalisalzen liegen derzeit nur sehr wenige Daten vor. Aus den Daten des Statistischen Bundesamtes (StBA) und der Arbeitsgemeinschaft Energiebilanzen (AGEB) sind lediglich Daten für den gemeinsamen Energieverbrauch der Kali- und der Steinsalzindustrie zu entnehmen (OEKO 1992a). Unter der Voraussetzung, daß Kali- und Steinsalz von der Masse her gleichrangig behandelt werden, ergibt sich ein vorläufiger Proporz der Kaliindustrie. Bezogen auf eine Tonne Produktmix werden daher die in der folgenden Tabelle dargestellten Daten für die Gewinnung der Kalisalze bilanziert: Tab.: Energiebedarf bei der Herstellung von Kalisalzen für das Jahr 1987 in den alten Bundesländern(OEKO 1992). Kenngröße Einheit Kali- & Steins. Kali Steinsalz Prod.menge t 1,0 E+7 2,77 E+6 7,26 E+6 Brennstoff GJ/t 1,516 0,419 1,097 Strom GJ/t 0,342 0,094 0,248 Demnach werden 0,419 GJ/t Prozesswärme und 0,094 GJ/t Strom benötigt zur Herstellung einer Tonne Produktmix benötigt. Die Werte konnten durch die überarbeitete Erklärung des Kalivereins zur Klimavorsorge von 1996 bestätigt werden. In ihr wird für das Jahr 1994 ein spezifischer Energieverbrauch von 0,528 GJ/t Rohsalz angegeben (Kaliverein 1996). Dieser wird allerdings nicht nach Energieträgern spezifiziert. Für GEMIS wird die Summe aus der Erklärung des Kalivereins angesetzt mit der Verteilung nach den statistischen Angaben zwischen den einzelnen Energieträgern. Daraus ergibt sich ein Brennstoffbedarf von 0,432 GJ/t und ein Strombedarf von 0,096 GJ/t. Als Brennstoff zur Bereitstellung der Prozeßwärme wird Gas angesetzt. Die vorliegenden Daten zum Energiebedarf der Kalisalzherstellung sind als Schätzung anzusehen (Kali 1996). Prozessbedingte Luftemissionen: Abgesehen von den Emissionen, die aus der Energiebereitstellung resultieren, werden keine weiteren Prozessemissionen bilanziert. Etwaige Staubemissionen, verursacht durch die Aufhaldung der festen Reststoffe, können hier nicht quantifiziert werden. Sie werden aber - trotz fehlender Daten - ausdrücklich nicht ausgeschlossen. Wasserinanspruchnahme: Wasser wird in nahezu allen Produktionsschritten in Anspruch genommen. Insgesamt waren für 1993 5,65 m³ Wasser angesetzt bezogen auf eine Tonne des in dieser Studie berücksichtigten Produktmixes. Diese Menge teilt sich folgendermaßen auf: Tab.: Abwassermengen bei der Kalisalzgewinnung (Scharf 1993). Abwasserherkunft Menge in m³/t Produktmix Ableitung Abwasser von Halden 0,1 Versenkung Prozeßabw. KCl-Herst. 1,25 Versenkung Prozeßabw. MgSO4-Herst. 2,3 Werra Prozeßabw. K2SO4-Herst. 1,75 Versenkung Kühl- und Sielwässer 0,25 Werra Summe 5,65 Aufgrund der eingeschränkten Datenverfügbarkeit wurde in der vorliegenden Studie vereinfachend die Wasserinanspruchnahme gleich der Abwassermenge gesetzt. Kühl- und Sielwässer sind in der Regel nicht oder nur gering mit Salzen belastet. Sie wurden jedoch auf Salzabwässer umgerechnet. Die real einzusetzende Wassermenge liegt also wahrscheinlich höher. Die Tendenzen in der Kaliindustrie gehen dahin, die Abwassermengen - respektive die Wasserinanspruchnahme - durch eine geeignete Verfahrensführung zu reduzieren. Das würde jedoch zwangsläufig zu größeren Mengen fester Reststoffe führen. Dieser Effekt kann hier nur qualitativ beschrieben werden. Eine quantitative Abschätzung ist hierzu nicht möglich. Abwasserinhaltsstoffe: Hinsichtlich der in dieser Studie bilanzierten organischen Summenparametern ist bei der Kalisalz-Herstellung nicht mit erheblichen Zusatzbelastungen zu rechnen. Da organische Hilfsstoffe (Flotationsmittel), die in den Prozessen eingesetzt werden, in der vorliegenden Untersuchung nicht bilanziert wurden, können über deren Auswirkungen auf die Abwasserqualität keine Aussagen getroffen werden. Daher werden die Frachten pro Tonne Produktmix für die organischen Summenparameter wie auch für die Nährstoffe hier auf Null gesetzt. Erheblich ist allerdings die Chloridfracht der Abwässer. Sie ist in der folgenden Tabelle aufgeführt. Tab.: Abwasseranalysen 1992 hessischer Werke (Scharf 1993). Parameter Einheit Versenkung Werra Chlorid g/l 190 160 Chlorid kg/t Produktmix 589 408 Summe kg/t Produktmix 997 Reststoffe: Aus den Planungsdaten der bilanzierten Werke für das Jahr 1993 geht hervor, daß pro Tonne Produktmix 5000 kg Haldenmaterial anfallen (Scharf 1993). Die realen Produktionszahlen für 1993 bestätigen diesen Wert. Aus ihnen geht hervor, dass pro Tonne Produkt 4710 kg aufgehaldet werden (Kali 1996). Dieser Wert wird in GEMIS als Kennziffer zugrundegelegt. Auslastung: 5000h/a Brenn-/Einsatzstoff: Ressourcen gesicherte Leistung: 100% Jahr: 2000 Lebensdauer: 20a Leistung: 1t/h Nutzungsgrad: 12,3% Produkt: Rohstoffe
Gewinnung von Kalisalzen: Die geförderten Rohsalze enthalten aufgrund ihrer Entstehungsgeschichte verschiedene Salzminerale. Das Ziel der Aufbereitung nach der Förderung ist das Abtrennen der Wertstoffe als verkaufsfähige Produkte von den Mineralsalzen, die den Rückstand bilden. Dies kann in Abhängigkeit der Eigenschaften der zu verarbeitenden Rohstoffe auf unterschiedliche Weise und in den verschiedensten Verfahrenskombinationen geschehen. Bei allen Prozessen steht am Anfang das Mahlen des stückigen Rohsalzes (bis zu Korngrößen um 1 mm). Die weiteren Verfahren sind sehr stark vom Rohsalztyp, dessen spezieller Zusammensetzung und dem Verwachsungsgrad der Salzminerale abhängig (BMU 1995). Die wichtigsten Prozesse sind: (1) Heißlöseverfahren: Aus dem Rohsalz wird Kaliumchlorid mittels einer heißen , mit Natriumchlorid gesättigten Kreislauflösung gelöst und durch Kristallisation mittels Vakuumverdampfung gewonnen. Der feste Rückstand wird meistens aufgehaldet. Falls Carnallit im Rohsalz enthalten ist, fällt dies in gelöster Form an und wird entsorgt (Ableitung in den Zechstein). (2) Elektrostatische Aufbereitung (ESTA): Das Rohsalz wird mit selektiv wirkenden oberflächenaktiven Stoffen behandelt und trocken im elektrischen Feld getrennt. Es fällt kein Prozeßwasser an. Der Rückstand der ersten Stufe wird aufgehaldet, während die Produkte weiterer Stufen anderen Aufbereitungsverfahren zugeführt werden können. Die ESTA kann auch zur Abtrennung von Kieserit eingesetzt werden. (3) Flotation: Dieses Verfahren wird für Rohsalze und den Rückstand des Heißlöseverfahrens angewendet. Auch bei diesem Verfahren werden selektiv wirkende oberflächenaktive Substanzen eingesetzt. Die Trennung erfolgt in einer sog. Traglauge durch das Abschöpfen eines wertstoffreichen, schaumigen Konzentrats. Der Rückstand wird aufgehaldet, die Trennflüssigkeiten weitestgehend im Kreis geführt. (4) Kieseritwäsche: Der feste Rückstand des Heißlöseverfahrens besteht aus einem Steinsalz-Kieserit-Gemisch, aus dem das Steinsalz in einem mehrstufigen Waschvorgang herausgelöst wird und als flüssiger Rückstand anfällt. (5) Herstellung von Kaliumsulfat: Aus Kaliumchlorid und Kieserit wird durch eine zweistufige Umsetzung Kaliumsulfat hergestellt. Dabei fällt magnesiumchloridhaltiges Abwasser an (BMU 1995). Insgesamt bestehen die Aufbereitungsrückstände im wesentlichen aus Magnesiumchlorid und Steinsalz. Magnesiumchlorid fällt dabei zwangsweise im Abwasser an. Die beschriebenen Verfahren werden an den verschiedenen Standorten in unterschiedlichen Kombinationen je nach Vorkommen, Zusammensetzung des Salzes (Wertstoffgehalt) und Verwachsungsgrad eingesetzt. Die prägenden Rohsalztypen für die einzelnen Werke sind in der folgenden Tabelle gemeinsam mit den Produktionsdaten zusammengestellt. Tab.: Produktionskapazitäten der einzelnen Kaliwerke für 1993 incl. Produktionsstruktur (BMU 1995). Werke Rohsalz Kali Kaliumsulfat Kieserit Mio t Mio t K2O Mio t K2O Mio t Hattorf (He)H.salz/Carn. 9,6 0,7 0,38 0,1 Neuhof (He)H.salz/Carn. 3,7 0,35 - 0,6 Wintershall (He)H.salz/Carn. 9,5 0,65 0,26 0,1 Sigmundshall (Nd)Sylvinit 3,0 0,4 - - Unterbreizbach (Th)H.salz/Carn. 4,1 0,4 - 0,3 Zielitz (SA)Sylvinit 8,6 1,1 - - Summe 38,5 3,6 0,64 1,1 Der vorliegenden Prozess zur Gewinnung von Kalisalzen umfaßt die Aufbereitung der geförderten Rohsalze zu absatzfähigen Produkten. Für die Bilanzierung standen lediglich Sekundärdaten zur Verfügung (OEKO 1992a), (BMU 1995), (Scharf 1993), (Kali 1996). Daraus ergibt sich sowohl der Grad der Aggregation als auch die weitgefaßten Systemgrenzen. Die Materialbilanzen konnten nur aus Daten hessischer Werke für den Bilanzzeitraum Anfang der 90er Jahre zur Erstellung der Kennziffern herangezogen werden. Dabei sind der Berechnung der Kennziffern die Planungsdaten für das Jahr 1993 zugrundegelegt, die aber durch reale Produktionsdaten verifiziert werden konnten. Über den Energiebedarf der Prozesse lagen keine Daten vor. Hier mußte auf statistische Daten zurückgegriffen werden (OEKO 1992a). Die hessischen Werke machen den weitaus größten Teil der westdeutschen Produktion aus. Die Förderung in den neuen Bundesländern konnte nicht berücksichtigt werden. Es muß jedoch darauf hingewiesen werden, daß die Werte für die anderen Werke stark abweichen kann. Je nach Zusammensetzung des Rohsalzes, der eingesetzten - meist kombinierten - Verfahren und dem Produktportfolio können andere Kenngrößen differieren. Weiterhin muß darauf hingewiesen werden, daß die Berechnungsgrundlage für die verwendeten Bilanzen nicht eindeutig geklärt ist (Scharf 1993). Dadurch können in der Bilanz auftretende Differenzen nicht abschließend erklärt werden. Eine abschließende Erklärung wäre nur im Rahmen einer weitergehenden Studie möglich, die im Rahmen von GEMIS nicht zu leisten ist. Eine weitergehende Untergliederung des Prozesses in einzelne Prozeßeinheiten oder nach einzelnen oben beschriebenen Verfahren ist anhand der vorliegenden Daten nicht möglich gewesen. Aufgrund der mangelhaften Datenlage ist der vorliegende Datensatz nur als grobe Schätzung und damit als vorläufig zu bezeichnen. Allokation: Neben den Kalisalzen Kaliumchlorid und Kaliumsulfat wird Magnesiumsulfat in großen Mengen gewonnen, das auf die Wirtschaftlichkeit der deutschen Werke einen entscheidenden Einfluß hat (Scharf 1993). Diese drei Produkte werden in der vorliegenden Bilanz gleichwertig in bezug auf die Masse als Hauptprodukt angesehen. Es findet somit eine Allokation nach Masse statt. Wobei die Produkte summarisch bilanziert werden. Neben den erwähnten Produkten werden keine weiteren Produkte in der Bilanz berücksichtigt. Auch Brom wird nicht mitbilanziert, da die Bromproduktion durch die Kaliindustrie eingestellt wurde (BMU 1995). Mineralsalze in fester und gelöster Form werden als Rückstände angesehen, auch wenn teilweise Bestrebungen existieren, sie ebenso als Produkt zu verwerten. Bislang wird jedoch der Großteil verworfen. Genese der Kennziffern Massenbilanz: Bezogen auf eine Tonne Produktmix müssen nach den Planungsdaten der hessischen Werke für das Jahr 1993 8250 kg Rohsalz gefördert werden (Scharf 1993). Diese Daten können durch die realen Produktionszahlen bestätigt werden. Im Jahr 1993 mußten real zur Gewinnung einer Tonne Produktmix ca. 8120 kg Rohsalz verarbeitet werden (Kali 1996). Dieser Wert wird in der vorliegenden Studie angesetzt, da er auf Herstellerangaben beruht. Energiebedarf: Zum Energiebedarf bei der Gewinnung von Kalisalzen liegen derzeit nur sehr wenige Daten vor. Aus den Daten des Statistischen Bundesamtes (StBA) und der Arbeitsgemeinschaft Energiebilanzen (AGEB) sind lediglich Daten für den gemeinsamen Energieverbrauch der Kali- und der Steinsalzindustrie zu entnehmen (OEKO 1992a). Unter der Voraussetzung, daß Kali- und Steinsalz von der Masse her gleichrangig behandelt werden, ergibt sich ein vorläufiger Proporz der Kaliindustrie. Bezogen auf eine Tonne Produktmix werden daher die in der folgenden Tabelle dargestellten Daten für die Gewinnung der Kalisalze bilanziert: Tab.: Energiebedarf bei der Herstellung von Kalisalzen für das Jahr 1987 in den alten Bundesländern(OEKO 1992). Kenngröße Einheit Kali- & Steins. Kali Steinsalz Prod.menge t 1,0 E+7 2,77 E+6 7,26 E+6 Brennstoff GJ/t 1,516 0,419 1,097 Strom GJ/t 0,342 0,094 0,248 Demnach werden 0,419 GJ/t Prozesswärme und 0,094 GJ/t Strom benötigt zur Herstellung einer Tonne Produktmix benötigt. Die Werte konnten durch die überarbeitete Erklärung des Kalivereins zur Klimavorsorge von 1996 bestätigt werden. In ihr wird für das Jahr 1994 ein spezifischer Energieverbrauch von 0,528 GJ/t Rohsalz angegeben (Kaliverein 1996). Dieser wird allerdings nicht nach Energieträgern spezifiziert. Für GEMIS wird die Summe aus der Erklärung des Kalivereins angesetzt mit der Verteilung nach den statistischen Angaben zwischen den einzelnen Energieträgern. Daraus ergibt sich ein Brennstoffbedarf von 0,43 GJ/t und ein Strombedarf von 0,1 GJ/t. Als Brennstoff zur Bereitstellung der Prozesswärme wird Gas angesetzt. Prozeßbedingte Luftemissionen: Abgesehen von den Emissionen, die aus der Energiebereitstellung resultieren, werden keine weiteren Prozeßemissionen bilanziert. Reststoffe: Aus den Planungsdaten der bilanzierten Werke für das Jahr 1993 geht hervor, daß pro Tonne Produktmix 5000 kg Haldenmaterial anfallen (Scharf 1993). Die realen Produktionszahlen für 1993 bestätigen diesen Wert. Aus ihnen geht hervor, daß pro Tonne Produkt 4710 kg aufgehaldet werden (Kali 1996). Dieser Wert wird in GEMIS als Kennziffer zugrundegelegt. Auslastung: 5000h/a Brenn-/Einsatzstoff: Ressourcen gesicherte Leistung: 100% Jahr: 2010 Lebensdauer: 20a Leistung: 1t/h Nutzungsgrad: 12,3% Produkt: Rohstoffe
Gewinnung von Kalisalzen: Die geförderten Rohsalze enthalten aufgrund ihrer Entstehungsgeschichte verschiedene Salzminerale . Das Ziel der Aufbereitung nach der Förderung ist das Abtrennen der Wertstoffe als verkaufsfähige Produkte von den Mineralsalzen, die den Rückstand bilden. Dies kann in Abhängigkeit der Eigenschaften der zu verarbeitenden Rohstoffe auf unterschiedliche Weise und in den verschiedensten Verfahrenskombinationen geschehen. Bei allen Prozessen steht am Anfang das Mahlen des stückigen Rohsalzes (bis zu Korngrößen um 1 mm). Die weiteren Verfahren sind sehr stark vom Rohsalztyp, dessen spezieller Zusammensetzung und dem Verwachsungsgrad der Salzminerale abhängig (BMU 1995). Die wichtigsten Prozesse sind: (1) Heißlöseverfahren: Aus dem Rohsalz wird Kaliumchlorid mittels einer heißen , mit Natriumchlorid gesättigten Kreislauflösung gelöst und durch Kristallisation mittels Vakuumverdampfung gewonnen. Der feste Rückstand wird meistens aufgehaldet. Falls Carnallit im Rohsalz enthalten ist, fällt dies in gelöster Form an und wird entsorgt (Ableitung in den Zechstein). (2) Elektrostatische Aufbereitung (ESTA): Das Rohsalz wird mit selektiv wirkenden oberflächenaktiven Stoffen behandelt und trocken im elektrischen Feld getrennt. Es fällt kein Prozeßwasser an. Der Rückstand der ersten Stufe wird aufgehaldet, während die Produkte weiterer Stufen anderen Aufbereitungsverfahren zugeführt werden können. Die ESTA kann auch zur Abtrennung von Kieserit eingesetzt werden. (3) Flotation: Dieses Verfahren wird für Rohsalze und den Rückstand des Heißlöseverfahrens angewendet. Auch bei diesem Verfahren werden selektiv wirkende oberflächenaktive Substanzen eingesetzt. Die Trennung erfolgt in einer sog. Traglauge durch das Abschöpfen eines wertstoffreichen, schaumigen Konzentrats. Der Rückstand wird aufgehaldet, die Trennflüssigkeiten weitestgehend im Kreis geführt. (4) Kieseritwäsche: Der feste Rückstand des Heißlöseverfahrens besteht aus einem Steinsalz-Kieserit-Gemisch, aus dem das Steinsalz in einem mehrstufigen Waschvorgang herausgelöst wird und als flüssiger Rückstand anfällt. (5) Herstellung von Kaliumsulfat: Aus Kaliumchlorid und Kieserit wird durch eine zweistufige Umsetzung Kaliumsulfat hergestellt. Dabei fällt magnesiumchloridhaltiges Abwasser an (BMU 1995). Insgesamt bestehen die Aufbereitungsrückstände im wesentlichen aus Magnesiumchlorid und Steinsalz. Magnesiumchlorid fällt dabei zwangsweise im Abwasser an. Der Abwasseranfall für die verschiedenen Verfahren wird vom BMU folgendermaßen beziffert: Tab.: Spezifischer Abwasseranfall für die einzelnen Aufbereitungsverfahren (BMU 1995) Verfahren Bezug Abwasser (m³) Heißlösen t verarbeitetes RohsalzSylvinitHartsalz+Carnallit+ je % MgCl2 <0,10,10,03-0,05 Flotation je t verarbeitetes Rohsalz+ je % MgCl2 0,10,03-0,05 Kieseritwäsche je t Kieserit 5-7 Kaliumsulfat-Herstellung je t eingesetztes Kaliumchlorid mit 60 % K2O 3-5 Die beschriebenen Verfahren werden an den verschiedenen Standorten in unterschiedlichen Kombinationen je nach Vorkommen, Zusammensetzung des Salzes (Wertstoffgehalt) und Verwachsungsgrad eingesetzt. Die prägenden Rohsalztypen für die einzelnen Werke sind in der folgenden Tabelle gemeinsam mit den Produktionsdaten zusammengestellt. Tab.: Produktionskapazitäten der einzelnen Kaliwerke für 1993 incl. Produktionsstruktur (BMU 1995). Werke Rohsalz Kali Kaliumsulfat Kieserit Mio t Mio t K2O Mio t K2O Mio t Hattorf (He)H.salz/Carn. 9,6 0,7 0,38 0,1 Neuhof (He)H.salz/Carn. 3,7 0,35 - 0,6 Wintershall (He)H.salz/Carn. 9,5 0,65 0,26 0,1 Sigmundshall (Nd)Sylvinit 3,0 0,4 - - Unterbreizbach (Th)H.salz/Carn. 4,1 0,4 - 0,3 Zielitz (SA)Sylvinit 8,6 1,1 - - Summe 38,5 3,6 0,64 1,1 Der in der vorliegenden Studie bilanzierte Prozeß der Gewinnung von Kalisalzen umfaßt die Aufbereitung der geförderten Rohsalze zu absatzfähigen Produkten. Für die Bilanzierung standen lediglich Sekundärdaten zur Verfügung (OEKO 1992a), (BMU 1995), (Scharf 1993), (Kali 1996). Daraus ergibt sich sowohl der Grad der Aggregation als auch die weitgefaßten Systemgrenzen. Die Materialbilanzen konnten nur aus Daten hessischer Werke für den Bilanzzeitraum Anfang der 90er Jahre zur Erstellung der Kennziffern herangezogen werden. Dabei sind der Berechnung der Kennziffern die Planungsdaten für das Jahr 1993 zugrundegelegt, die aber durch reale Produktionsdaten verifiziert werden konnten. Über den Energiebedarf der Prozesse lagen keine Daten vor. Hier mußte auf statistische Daten zurückgegriffen werden (OEKO 1992a). Die hessischen Werke machen den weitaus größten Teil der westdeutschen Produktion aus. Die Förderung in den neuen Bundesländern konnte nicht berücksichtigt werden. Es muß jedoch darauf hingewiesen werden, daß die Werte für die anderen Werke stark abweichen kann. Je nach Zusammensetzung des Rohsalzes, der eingesetzten - meist kombinierten - Verfahren und dem Produktportfolio können andere Kenngrößen differieren. Weiterhin muß darauf hingewiesen werden, daß die Berechnungsgrundlage für die verwendeten Bilanzen nicht eindeutig geklärt ist (Scharf 1993). Dadurch können in der Bilanz auftretende Differenzen nicht abschließend erklärt werden. Eine abschließende Erklärung wäre nur im Rahmen einer weitergehenden Studie möglich, die im Rahmen von GEMIS nicht zu leisten ist. Eine weitergehende Untergliederung des Prozesses in einzelne Prozeßeinheiten oder nach einzelnen oben beschriebenen Verfahren ist anhand der vorliegenden Daten nicht möglich gewesen. Aufgrund der mangelhaften Datenlage ist der vorliegende Datensatz nur als grobe Schätzung und damit als vorläufig zu bezeichnen. Allokation: Neben den Kalisalzen Kaliumchlorid und Kaliumsulfat wird Magnesiumsulfat in großen Mengen gewonnen, das auf die Wirtschaftlichkeit der deutschen Werke einen entscheidenden Einfluß hat (Scharf 1993). Diese drei Produkte werden in der vorliegenden Bilanz gleichwertig in bezug auf die Masse als Hauptprodukt angesehen. Es findet somit eine Allokation nach Masse statt. Wobei die Produkte summarisch bilanziert werden. Neben den erwähnten Produkten werden keine weiteren Produkte in der Bilanz berücksichtigt. Auch Brom wird nicht mitbilanziert, da die Bromproduktion durch die Kaliindustrie eingestellt wurde (BMU 1995). Mineralsalze in fester und gelöster Form werden als Rückstände angesehen, auch wenn teilweise Bestrebungen existieren, sie ebenso als Produkt zu verwerten. Bislang wird jedoch der Großteil verworfen. Genese der Kennziffern Massenbilanz: Bezogen auf eine Tonne Produktmix müssen nach den Planungsdaten der hessischen Werke für das Jahr 1993 8250 kg Rohsalz gefördert werden (Scharf 1993). Diese Daten können durch die realen Produktionszahlen bestätigt werden. Im Jahr 1993 mußten real zur Gewinnung einer Tonne Produktmix ca. 8120 kg Rohsalz verarbeitet werden (Kali 1996). Dieser Wert wird in der vorliegenden Studie angesetzt, da er auf Herstellerangaben beruht. Energiebedarf: Zum Energiebedarf bei der Gewinnung von Kalisalzen liegen derzeit nur sehr wenige Daten vor. Aus den Daten des Statistischen Bundesamtes (StBA) und der Arbeitsgemeinschaft Energiebilanzen (AGEB) sind lediglich Daten für den gemeinsamen Energieverbrauch der Kali- und der Steinsalzindustrie zu entnehmen (OEKO 1992a). Unter der Voraussetzung, daß Kali- und Steinsalz von der Masse her gleichrangig behandelt werden, ergibt sich ein vorläufiger Proporz der Kaliindustrie. Bezogen auf eine Tonne Produktmix werden daher die in der folgenden Tabelle dargestellten Daten für die Gewinnung der Kalisalze bilanziert: Tab.: Energiebedarf bei der Herstellung von Kalisalzen für das Jahr 1987 in den alten Bundesländern(OEKO 1992). Kenngröße Einheit Kali- & Steins. Kali Steinsalz Prod.menge t 1,0 E+7 2,77 E+6 7,26 E+6 Brennstoff GJ/t 1,516 0,419 1,097 Strom GJ/t 0,342 0,094 0,248 Demnach werden 0,419 GJ/t Prozeßwärme und 0,094 GJ/t Strom benötigt zur Herstellung einer Tonne Produktmix benötigt. Die Werte konnten durch die überarbeitete Erklärung des Kalivereins zur Klimavorsorge von 1996 bestätigt werden. In ihr wird für das Jahr 1994 ein spezifischer Energieverbrauch von 0,528 GJ/t Rohsalz angegeben (Kaliverein 1996). Dieser wird allerdings nicht nach Energieträgern spezifiziert. Für GEMIS wird die Summe aus der Erklärung des Kalivereins angesetzt mit der Verteilung nach den statistischen Angaben zwischen den einzelnen Energieträgern. Daraus ergibt sich ein Brennstoffbedarf von 0,432 GJ/t und ein Strombedarf von 0,096 GJ/t. Als Brennstoff zur Bereitstellung der Prozeßwärme wird Gas angesetzt. Die vorliegenden Daten zum Energiebedarf der Kalisalzherstellung sind als vorläufig anzusehen. Aktuellere und genauere Daten sind für die zweite Jahreshälfte des Jahres 1996 zu erwarten (Kali 1996). Prozeßbedingte Luftemissionen: Abgesehen von den Emissionen, die aus der Energiebereitstellung resultieren, werden keine weiteren Prozeßemissionen bilanziert. Etwaige Staubemissionen, verursacht durch die Aufhaldung der festen Reststoffe, können hier nicht quantifiziert werden. Sie werden aber - trotz fehlender Daten - ausdrücklich nicht ausgeschlossen. Wasserinanspruchnahme: Wasser wird in nahezu allen Produktionsschritten in Anspruch genommen. Insgesamt waren für 1993 5,65 m³ Wasser angesetzt bezogen auf eine Tonne des in dieser Studie berücksichtigten Produktmixes. Diese Menge teilt sich folgendermaßen auf: Tab.: Abwassermengen bei der Kalisalzgewinnung (Scharf 1993). Abwasserherkunft Menge in m³/t Produktmix Ableitung Abwasser von Halden 0,1 Versenkung Prozeßabw. KCl-Herst. 1,25 Versenkung Prozeßabw. MgSO4-Herst. 2,3 Werra Prozeßabw. K2SO4-Herst. 1,75 Versenkung Kühl- und Sielwässer 0,25 Werra Summe 5,65 Aufgrund der eingeschränkten Datenverfügbarkeit wurde in der vorliegenden Studie vereinfachend die Wasserinanspruchnahme gleich der Abwassermenge gesetzt. Kühl- und Sielwässer sind in der Regel nicht oder nur gering mit Salzen belastet. Sie wurden jedoch auf Salzabwässer umgerechnet. Die real einzusetzende Wassermenge liegt also wahrscheinlich höher. Die Tendenzen in der Kaliindustrie gehen dahin, die Abwassermengen - respektive die Wasserinanspruchnahme - durch eine geeignete Verfahrensführung zu reduzieren. Das würde jedoch zwangsläufig zu größeren Mengen fester Reststoffe führen. Dieser Effekt kann hier nur qualitativ beschrieben werden. Eine quantitative Abschätzung ist hierzu nicht möglich. Abwasserinhaltsstoffe: Hinsichtlich der in dieser Studie bilanzierten organischen Summenparametern ist bei der Kalisalz-Herstellung nicht mit erheblichen Zusatzbelastungen zu rechnen. Da organische Hilfsstoffe (Flotationsmittel), die in den Prozessen eingesetzt werden, in der vorliegenden Untersuchung nicht bilanziert wurden, können über deren Auswirkungen auf die Abwasserqualität keine Aussagen getroffen werden. Daher werden die Frachten pro Tonne Produktmix für die organischen Summenparameter wie auch für die Nährstoffe in dieser Studie 0 gesetzt. Erheblich ist allerdings die Chloridfracht der Abwässer. Sie ist in der folgenden Tabelle aufgeführt. Tab.: Abwasseranalysen 1992 hessischer Werke (Scharf 1993). Parameter Einheit Versenkung Werra Chlorid g/l 190 160 Chlorid kg/t Produktmix 589 408 Summe kg/t Produktmix 997 Reststoffe: Aus den Planungsdaten der bilanzierten Werke für das Jahr 1993 geht hervor, daß pro Tonne Produktmix 5000 kg Haldenmaterial anfallen (Scharf 1993). Die realen Produktionszahlen für 1993 bestätigen diesen Wert. Aus ihnen geht hervor, daß pro Tonne Produkt 4710 kg aufgehaldet werden (Kali 1996). Dieser Wert wird in GEMIS als Kennziffer zugrundegelegt. Auslastung: 5000h/a Brenn-/Einsatzstoff: Ressourcen gesicherte Leistung: 100% Jahr: 2000 Lebensdauer: 20a Leistung: 1t/h Nutzungsgrad: 12,3% Produkt: Rohstoffe
technologyComment of gold mine operation and refining (SE): OPEN PIT MINING: The ore is mined in four steps: drilling, blasting, loading and hauling. In the case of a surface mine, a pattern of holes is drilled in the pit and filled with explosives. The explosives are detonated in order to break up the ground so large shovels or front-end loaders can load it into haul trucks. ORE AND WASTE HAULAGE: The haul trucks transport the ore to various areas for processing. The grade and type of ore determine the processing method used. Higher-grade ores are taken to a mill. Lower grade ores are taken to leach pads. Some ores may be stockpiled for later processing. HEAP LEACHING: The ore is crushed or placed directly on lined leach pads where a dilute cyanide solution is applied to the surface of the heap. The solution percolates down through the ore, where it leaches the gold and flows to a central collection location. The solution is recovered in this closed system. The pregnant leach solution is fed to electrowinning cells and undergoes the same steps as described below from Electro-winning. ORE PROCESSING: Milling: The ore is fed into a series of grinding mills where steel balls grind the ore to a fine slurry or powder. Oxidization and leaching: Some types of ore require further processing before gold is recovered. In this case, the slurry is pressure-oxidized in an autoclave before going to the leaching tanks or a dry powder is fed through a roaster in which it is oxidized using heat before being sent to the leaching tanks as a slurry. The slurry is thickened and runs through a series of leaching tanks. The gold in the slurry adheres to carbon in the tanks. Stripping: The carbon is then moved into a stripping vessel where the gold is removed from the carbon by pumping a hot caustic solution through the carbon. The carbon is later recycled. Electro-winning: The gold-bearing solution is pumped through electro-winning cells or through a zinc precipitation circuit where the gold is recovered from the solution. Smelting: The gold is then melted in a furnace at about 1’064°C and poured into moulds, creating doré bars. Doré bars are unrefined gold bullion bars containing between 60% and 95% gold. References: Newmont (2004) How gold is mined. Newmont. Retrieved from http://www.newmont.com/en/gold/howmined/index.asp technologyComment of primary lead production from concentrate (GLO): There are two basic pyrometallurgical processes available for the production of lead from lead or mixed lead-zinc-sulphide concentrates: sinter oxidation / blast furnace reduction route or Direct Smelting Reduction Processes. Both processes are followed by a refining step to produce the final product with the required purity, and may also be used for concentrates mixed with secondary raw materials. SINTER OXIDATION / BLAST FURNACE REDUCTION: The sinter oxidation / blast furnace reduction involves two steps: 1) A sintering oxidative roast to remove sulphur with production of PbO; and 2) Blast furnace reduction of the sinter product. The objective of sintering lead concentrates is to remove as much sulphur as possible from the galena and the accompanying iron, zinc, and copper sulphides, while producing lump agglomerate with appropriate properties for subsequent reduction in the blast furnace (a type of a shaft furnace). As raw material feed, lead concentrates are blended with recycled sinter fines, secondary material and other process materials and pelletised in rotating drums. Pellets are fed onto sinter machine and ignited. The burning pellets are conveyed over a series of wind-boxes through which air is blown. Sulphur is oxidised to sulphur dioxide and the reaction generates enough heat to fuse and agglomerate the pellets. Sinter is charged to the blast furnace with metallurgical coke. Air and/or oxygen enriched air is injected and reacts with the coke to produce carbon monoxide. This generates sufficient heat to melt the charge. The gangue content of the furnace charge combines with the added fluxes or reagents to form a slag. For smelting bulk lead-zinc-concentrates and secondary material, frequently the Imperial Smelting Furnace is used. Here, hot sinter and pre-heated coke as well as hot briquettes are charged. Hot air is injected. The reduction of the metal oxides not only produces lead and slag but also zinc, which is volatile at the furnace operating temperature and passes out of the ISF with the furnace off-gases. The gases also contain some cadmium and lead. The furnace gases pass through a splash condenser in which a shower of molten lead quenches them and the metals are absorbed into the liquid lead, the zinc is refined by distillation. DIRECT SMELTING REDUCTION: The Direct Smelting Reduction Process does not carry out the sintering stage separately. Lead sulphide concentrates and secondary materials are charged directly to a furnace and are then melted and oxidised. Sulphur dioxide is formed and is collected, cleaned and converted to sulphuric acid. Carbon (coke or gas) and fluxing agents are added to the molten charge and lead oxide is reduced to lead, a slag is formed. Some zinc and cadmium are “fumed” off in the furnace, their oxides are captured in the abatement plant and recovered. Several processes are used for direct smelting of lead concentrates and some secondary material to produce crude lead and slag. Bath smelting processes are used: the ISA Smelt/Ausmelt furnaces (sometimes in combination with blast furnaces), Kaldo (TBRC) and QSL integrated processes are used in EU and Worldwide. The Kivcet integrated process is also used and is a flash smelting process. The ISA Smelt/Ausmelt furnaces and the QSL take moist, pelletised feed and the Kaldo and Kivcet use dried feed. REFINING: Lead bullion may contain varying amounts of copper, silver, bismuth, antimony, arsenic and tin. Lead recovered from secondary sources may contain similar impurities, but generally antimony and calcium dominate. There are two methods of refining crude lead: electrolytic refining and pyrometallurgical refining. Electrolytic refining uses anodes of de-copperised lead bullion and starter cathodes of pure lead. This is a high-cost process and is used infrequently. A pyrometallurgical refinery consists of a series of kettles, which are indirectly heated by oil or gas. Over a series of separation processes impurities and metal values are separated from the lead bouillon. Overall waste: The production of metals is related to the generation of several by-products, residues and wastes, which are also listed in the European Waste Catalogue (Council Decision 94/3/EEC). The ISF or direct smelting furnaces also are significant sources of solid slag. This slag has been subjected to high temperatures and generally contains low levels of leachable metals, consequently it may be used in construction. Solid residues also arise as the result of the treatment of liquid effluents. The main waste stream is gypsum waste (CaSO4) and metal hydroxides that are produced at the wastewater neutralisation plant. These wastes are considered to be a cross-media effect of these treatment techniques but many are recycled to pyrometallurgical process to recover the metals. Dust or sludge from the treatment of gases are used as raw materials for the production of other metals such as Ge, Ga, In and As, etc or can be returned to the smelter or into the leach circuit for the recovery of lead and zinc. Hg/Se residues arise at the pre-treatment of mercury or selenium streams from the gas cleaning stage. This solid waste stream amounts to approximately 40 - 120 t/y in a typical plant. Hg and Se can be recovered from these residues depending on the market for these metals. Overall emissions: The main emissions to air from zinc and lead production are sulphur dioxide, other sulphur compounds and acid mists; nitrogen oxides and other nitrogen compounds, metals and their compounds; dust; VOC and dioxins. Other pollutants are considered to be of negligible importance for the industry, partly because they are not present in the production process and partly because they are immediately neutralised (e.g. chlorine) or occur in very low concentrations. Emissions are to a large extent bound to dust (except cadmium, arsenic and mercury that can be present in the vapour phase). Metals and their compounds and materials in suspension are the main pollutants emitted to water. The metals concerned are Zn, Cd, Pb, Hg, Se, Cu, Ni, As, Co and Cr. Other significant substances are fluorides, chlorides and sulphates. Wastewater from the gas cleaning of the smelter and fluid-bed roasting stages are the most important sources. References: Sutherland C. A., Milner E. F., Kerby R. C., Teindl H. and Melin A. (1997) Lead. In: Ullmann's encyclopedia of industrial chemistry (ed. Anonymous). 5th edition on CD-ROM Edition. Wiley & Sons, London. IPPC (2001) Integrated Pollution Prevention and Control (IPPC); Reference Document on Best Available Techniques in the Non Ferrous Metals Industries. European Commission. Retrieved from http://www.jrc.es/pub/english.cgi/ 0/733169 technologyComment of primary zinc production from concentrate (RoW): The technological representativeness of this dataset is considered to be high as smelting methods for zinc are consistent in all regions. Refined zinc produced pyro-metallurgically represents less than 5% of global zinc production and less than 2% of this dataset. Electrometallurgical Smelting The main unit processes for electrometallurgical zinc smelting are roasting, leaching, purification, electrolysis, and melting. In both electrometallurgical and pyro-metallurgical zinc production routes, the first step is to remove the sulfur from the concentrate. Roasting or sintering achieves this. The concentrate is heated in a furnace with operating temperature above 900 °C (exothermic, autogenous process) to convert the zinc sulfide to calcine (zinc oxide). Simultaneously, sulfur reacts with oxygen to produce sulfur dioxide, which is subsequently converted to sulfuric acid in acid plants, usually located with zinc-smelting facilities. During the leaching process, the calcine is dissolved in dilute sulfuric acid solution (re-circulated back from the electrolysis cells) to produce aqueous zinc sulfate solution. The iron impurities dissolve as well and are precipitated out as jarosite or goethite in the presence of calcine and possibly ammonia. Jarosite and goethite are usually disposed of in tailing ponds. Adding zinc dust to the zinc sulfate solution facilitates purification. The purification of leachate leads to precipitation of cadmium, copper, and cobalt as metals. In electrolysis, the purified solution is electrolyzed between lead alloy anodes and aluminum cathodes. The high-purity zinc deposited on aluminum cathodes is stripped off, dried, melted, and cast into SHG zinc ingots (99.99 % zinc). Pyro-metallurgical Smelting The pyro-metallurgical smelting process is based on the reduction of zinc and lead oxides into metal with carbon in an imperial smelting furnace. The sinter, along with pre-heated coke, is charged from the top of the furnace and injected from below with pre-heated air. This ensures that temperature in the center of the furnace remains in the range of 1000-1500 °C. The coke is converted to carbon monoxide, and zinc and lead oxides are reduced to metallic zinc and lead. The liquid lead bullion is collected at the bottom of the furnace along with other metal impurities (copper, silver, and gold). Zinc in vapor form is collected from the top of the furnace along with other gases. Zinc vapor is then condensed into liquid zinc. The lead and cadmium impurities in zinc bullion are removed through a distillation process. The imperial smelting process is an energy-intensive process and produces zinc of lower purity than the electrometallurgical process. technologyComment of treatment of electronics scrap, metals recovery in copper smelter (SE, RoW): Conversion of Copper in a Kaldo Converter and treatment in converter aisle. technologyComment of treatment of scrap lead acid battery, remelting (RoW): The referred operation uses a shaft furnace with post combustion, which is the usual technology for secondary smelters. technologyComment of treatment of scrap lead acid battery, remelting (RER): The referred operation uses a shaft furnace with post combustion, which is the usual technology for secondary smelters. Typically this technology produces 5000 t / a sulphuric acid (15% concentration), 25’000 t lead bullion (98% Pb), 1200 t / a slags (1% Pb) and 3000 t / a raw lead matte (10% Pb) to be shipped to primary smelters. Overall Pb yield is typically 98.8% at the plant level and 99.8% after reworking the matte. The operation treats junk batteries and plates but also lead cable sheathing, drosses and sludges, leaded glass and balancing weights. From this feed it manufactures mainly antimonial lead up to 10% Sb, calcium-aluminium lead alloys with or without tin and soft lead with low and high copper content. All these products are the result of a refining and alloying step to meet the compliance with the designations desired. The following by products are reused in the process: fine dust, slag, and sulfuric acid. References: Quirijnen L. (1999) How to implement efficient local lead-acid battery recycling. In: Journal of Power Sources, 78(1-2), pp. 267-269.
Ziel dieses Vorhabens war das deutliche Übertreffen des Standes der Technik bei Herstellung von Langprodukten aus Stahl in einem kombinierten Stahl-/Walzwerk (Minimill) in Bezug auf Energieeinsatz und Emissionsbelastungen. Dies wird dadurch erreicht, indem etwa 75 % der aus dem Stahlwerk austretenden heißen Knüppel direkt in dem nachgeschalteten Walzwerk verarbeitet werden. Hierdurch kann bei dem weit überwiegenden Anteil der stahlwerksseitig erzeugten Knüppel auf das Aufwärmen von Raumtemperatur auf Walztemperatur (ca. 1.250 ˚C) verzichtet werden. Dieses Vorgehen wird durch eine neuartige Verfahrenskombination aus metallurgischen, anlagentechnischen und logistischen Maßnahmen ermöglicht. Insbesondere werden durch die Verknüpfung von Schrottwirtschaft, Schmelzbetrieb, Stranggussanlage und Walzwerk auf Prozessleitebene die bisher weitgehend getrennten Prozesse miteinander verbunden und gesamtheitlich optimiert. Mit einer erreichten Direkteinsatzquote von bis zu 75% an der gesamten Einsatzmenge wird an einer Bestandsanlage ein weltweit neuer Standard demonstriert. Mit der neuartigen Verfahrenskombination werden gegenüber dem vorherigen Fertigungsstand folgende wesentlichen umwelttechnischen Verbesserungen auf Basis der in 2017 verzeichneten Jahreserzeugung erreicht: - Reduzierung des Gasverbrauches um 107,52 GWh/Jahr - Reduzierung des elektrischen Energieeinsatzes am Lichtbogenofen um 9,52 GWh/Jahr - Erhöhung des Stahlwerksausbringens um 3,44 %-Punkte, entsprechend einem Mindereinsatz von Schrotten in Höhe von 41.125 t/Jahr - Verringerung von Schlacken und Staubmengen um 32.951 t/Jahr - Reduzierung des CO2-Ausstoßes um 26.442 t/Jahr bezogen auf die eingesparte Energie. Dem budgetierten Investitionsvolumen für das Projekt in Höhe 9.030.032 Euro stehen Ausgaben in Höhe von von 9.010.794 Euro gegenüber. Den Investitionskosten von ca. 9 Mio. Euro steht ein jährlicher Ergebniseffekt von ca. 13,9 Mio. Euro pro Jahr gegenüber. Die Amortisationsdauer beträgt somit knapp ein Jahr. Das Ergebnis untermauert daher auch die wirtschaftliche Sinnhaftigkeit dieser Zukunftsinvestition für unser Unternehmen. Mit der erfolgreichen Inbetriebnahme der innovativen Fertigungslinie ist der erstmalige großtechnische Einsatz dieser Technik in der Bundesrepublik Deutschland realisiert worden. Das Anlagenkonzept ist auf die Mehrzahl von Elektrostahlwerken mit angeschlossenen Walzwerken weltweit übertragbar. Quelle: Forschungsbericht
technologyComment of bulk lead-zinc concentrate to generic markets for zinc concentrate and lead concentrate (GLO): No comment present technologyComment of gold-silver mine operation and beneficiation (CA-QC): The ore is mined in an underground mine and transported by trucks to the mill for further processing. The ore is then fed into a series of grinding mills where steel balls grind the ore. Then follows the steps of flotation of copper and zinc, concentrate handling, cyanide destruction and backfilling of the tailings, refining of gold by electro-winning and melting in furnace to produce the gold and silver ingots. 20% of the tailings produce are sent underground to be used as backfill; sulfidic tailing is managed on site in tailings ponds. technologyComment of metalliferous hydroxide sludge to market for zinc concentrate (GLO): No comment present technologyComment of silver mine operation with extraction (PE): The exploitation methods include overhand cut and fill and bench and fill, both mechanized. The ore is transported by rail using locomotives and mining cars to the loading areas and to the concentration plant. The barren material is recirculated as backfill to the pits, and the excess material is transported to the barren material deposit located on the surface. The metallurgical process consists in two circuits: Circuit 1 consists of primary crushing, milling, and ore flotation, obtaining lead-silver, zinc-silver, and pyrite concentrates; while Circuit 2 consists of primary crushing, milling, and ore flotation, obtaining lead-silver, zinc-silver, and pyrite concentrates. The pyrite concentrates from both circuits are sent to the cyanidation plant. The solution obtained is treated using the Merrill-Crowe process, and the precipitate obtained is dried and smelted to finally obtain high-purity silver bars. technologyComment of zinc mine operation (GLO): The technological representativeness of this dataset is considered to be high as mining and concentration methods for zinc are consistent in all regions. Mining The mining of zinc ore includes underground and open cast mining processes. Within the global zinc industry, about 80% of zinc ore comes from underground mines and 20% from open pit or combination mines. - Underground Mining: Access is via vertical shafts or inclined roadways. There are usually two access routes (one for mining personnel and materials, and one for the ore) for safety and for ease of ventilation (fresh air comes in one and is then exhausted out of the other). These are permanent structures and therefore require strong roof supports (often including "bolts" into the rock to tie the layers together for strength). Once at the correct depth has been reached, horizontal tunnels are driven to reach the ore deposit. These are often temporary, so the support requirements are less substantial. Transport for personnel and materials can be by train, truck or conveyor belts. The largest share of the consumed fuels is diesel followed by electricity. Other major inputs include explosives and water. - Open Pit Mining: Hard-rock surface mining usually includes drilling, blasting, or a combination of both processes, and then lifting of the broken ore either into trucks or onto conveyors for transportation to the processing plant. This lifting is usually by excavator (electric or hydraulic; with shovel or backhoe configuration) or front-end loader. Benefication (Comminution and Flotation) Zinc ore is milled and mixed with water to recover a fine concentrate by gravity and elutriation techniques, creating a slurry. The separation process of the metal from the slurry is realized through the addition of various floatation chemicals.
technologyComment of cyclohexane production (RER, RoW): Over 90 % of all cyclohexane is produced commercially by hydrogenation of benzene. A small amount is produced by superfractionation of the naphtha fraction from crude oil. Naturally occurring cyclohexane can be supplemented by fractionating methylcyclopentane from naphtha and isomerizing it to cyclohexane. Hydrogenation of benzene: Benzene can be hydrogenated catalytically to cyclohexane in either the liquid or the vapor phase in the presence of hydrogen. Several cyclohexane processes, which use nickel, platinum, or palladium as the catalyst, have been developed. Usually, the catalyst is supported, e.g., on alumina, but at least one commercial process utilizes Raney nickel. Hydrogenation proceeds readily and is highly exothermic (Δ H500K = – 216.37 kJ/mol). From an equilibrium standpoint, the reaction temperature should not exceed 300 °C. Above this, the equilibrium begins to shift in favor of benzene so that high-purity cyclohexane cannot be produced. As a result of these thermodynamic considerations, temperature control of the reaction is critical to obtaining essentially complete conversion of benzene to cyclohexane. Temperature control requires economic and efficient heat removal. This has been addressed in a number of ways by commercial processes. The earlier vapor-phase processes used multistage reactors with recycle of cyclohexane as a diluent to provide a heat sink, staged injection of benzene feed between reactors, and interstage steam generators to absorb the exothermic heat of hydrogenation. In the 1970s processes have been developed that use only one reactor or a combination of a liquid-and a vaporphase reactor. The objectives of the later processes were to reduce capital cost and improve energy utilization. However, all of the commercial processes have comparably low capital cost and good energy efficiency. In the vapor-phase process with multistage reactors in series, the benzene feed is divided and fed to each of the first two reactors. Recycled cyclohexane is introduced to the first reactor along with hydrogen. The recycled cyclohexane enables higher conversion in the reactors by absorbing part of the heat of hydrogenation. Steam generators between the reactors remove the heat of hydrogenation. The outlet temperature of the last reactor is controlled to achieve essentially 100 % conversion of benzene to cyclohexane. The effluent from the last reactor is cooled, and the vapor and liquid are separated. Part of the hydrogen-rich vapor is recycled to the first reactor, and the rest is purged to fuel gas or hydrogen recovery facilities. The liquid from the separator goes to a stabilizer where the overhead gas is sent to fuel gas; the remaining material is cyclohexane product, part of which is recycled to the first reactor. In the process with liquid- and vapor-phase reactors, benzene and hydrogen are fed to the liquid-phase reactor, which contains a slurry of finely divided Raney nickel. Temperature is maintained at 180 – 190 °C by pumping the slurry through a steam generator and by vaporization in the reactor. Roughly 95 % of the benzene is converted in this reactor. The vapor is fed to a fixed-bed reactor where the conversion of benzene is completed. The effluent from the fixed-bed reactor is processed as described previously for the vapor-phase process. Benzene hydrogenation is done typically at 20 – 30 MPa. The maximum reactor temperature is limited to ca. 300 °C so that a typical specification of < 500 mg/kg benzene and < 200 mg/kg methylcyclopentane in the product can be achieved. This is necessary because of the thermodynamic equilibrium between cyclohexane – benzene and cyclohexane – methylcyclopentane. Actually, equilibrium strongly favors methylcyclopentane, but the isomerization reaction is slow enough with the catalysts employed to avoid a problem if the temperature is controlled. The hydrogen content of the makeup hydrogen has no effect on product purity but it does determine the makeup, recycle, and purge gas rates. Streams with as low as 65 vol % hydrogen can be used. Carbon monoxide and sulfur compounds are catalyst deactivators. Both can be present in the hydrogen from catalytic naphtha reformers or ethylene units, which are typical sources of makeup hydrogen. Therefore, the hydrogen-containing stream is usually passed through a methanator to convert carbon monoxide to methane and water. Prior to methanation, hydrogen-containing gas can be scrubbed with caustic to remove sulfur compounds. Commercial benzene contains less than 1 mg/kg sulfur. In some cases, the recycle gas is also scrubbed with caustic to prevent buildup of hydrogen sulfide from the small amount of sulfur in the benzene. With properly treated hydrogen and specification benzene, a catalyst life in excess of three years can be achieved easily in fixed-bed reactors that use noble-metal catalysts supported on a base. The catalyst in the process that uses Raney nickel in suspension is reported to have a typical life of about six months before it must be replaced. Reference: Campbell, M. L. 2011. Cyclohexane. Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry.
In recent years, more and more countries see irrigation using reclaimed water as an opportunity to secure and enhance agricultural production. Despite the benefits of water reuse, the scientific community raised several concerns and challenges for human health and the environment. This includes chemical risks. Effluents from urban wastewater treatment plants usually contain a wide range of organic chemicals. Such chemicals remaining in the water after the treatment process may cause hazards for human health, contaminate surrounding soil and water resources, and even compromise drinking water sources. Once crops on irrigated sites are exposed to chemicals, the potential transport to and accumulation in the edible parts of fruits and vegetables need to be controlled to rule out their introduction into the food chain. Finally, problems concerning the release of wastewater-borne antibiotics into the environment are starting to gain attention. For these reasons, agricultural irrigation should face more stringent quality requirements in order to minimize chemical risks. Combinations of measures reducing chemicals at the source, technical and natural water treatment processes especially to remove chemicals with persistent, bioaccumulative and toxic (PBT), or persistent, mobile and toxic (PMT) properties, good agricultural practices, and supplementary preventive measures (e.g. knowledge transfer to the stakeholders involved) will be necessary to bring about and ensure safe irrigation in the future. While internationally many regulations and guidelines for water reuse have successfully been implemented, questions remain whether the current knowledge regarding chemical risks is sufficiently considered in the regulatory context. The introduction of a new regulation for water reuse, as attempted in the European Union, poses a good opportunity to better take chemicals risks into account. Quelle: https://link.springer.com
Cr(VI) is identified as highly toxic, therefore a far-reaching limitation of total chromium or Cr(VI) in drinking water was proposed by the Germany Environment Agency. There is a lack in efficient treatment processes to reach Cr(VI) concentrations below 1 (my)g L-1. In this study, the combination of chemical reduction, coagulation and filtration (RCF) was further developed by adding biological iron removal as filtration step (RCbF). The aim of this enhancement was to reach lower effluent concentrations and a higher robustness regarding process parameters. The effectiveness of Cr(VI) removal was investigated using two-stage pilot-scale waterworks. RCbF reaches Cr(VI) effluent concentrations below 0.5 (my)g L-1 despite variations of pH, filtration velocity, or Cr(VI) influent concentrations. Fe(II) dosage and hence molar excess of Fe(II) over Cr(VI) was identified as the key parameter for Cr(VI) removal. Low oxygen dosage for biological iron removal improved the efficiency of RCbF compared to RCF. The co-precipitation of Cr(III) and Fe(III) as solid solution in the supernatant of the filter bed was promoted by low oxygen concentrations making Cr(VI) the preferred oxidant. RCbF was shown to be a suitable treatment process for reaching a low limit value for total chromium or Cr(VI) concerning technical feasibility. © 2020 The Authors.
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