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Testung der Laborergebnisse zur
elektrochemischen Sulfatabtrennung im
Dauerbetrieb in der Praxis in Rainitza
(TP1.4)
- Ökonomische Betrachtung -
Auftragnehmer:
Fraunhofer-Institut für keramische Technologien und Systeme IKTS
Autoren: Friedrich, H. J.; Saft, F; Dr. Jahn, M.; Herz, G.; Pflieger, Chr.
Auftraggeber:
Sächsisches Landesamt für Umwelt, Landwirtschaft und Geologie
Koordination: Lünich, Kathleen; Kieschnik, Lennart
Berichtszeitraum: 12.06.2019
Berichtsabschluss: 09.03.2020
Gefördert durch den europäischen Fonds für Regionalentwicklung

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- INHALTSVERZEICHNIS -
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VITA-MIN
INHALTSVERZEICHNIS
ABBILDUNGSVERZEICHNIS _______________________________________________________________________________II
TABELLENVERZEICHNIS _________________________________________________________________________________ III
ABKÜRZUNGSVERZEICHNIS _____________________________________________________________________________ IV
ZUSAMMENFASSUNG ______________________________________________________________________________________ V
1
EINLEITUNG _____________________________________________________________________________________________ 1
2
VERANLASSUNG UND AUFGABENSTELLUNG_______________________________________________________ 2
3
RELEVANZ DER PROBLEMATIK MIT BEZUG ZUM FREISTAAT SACHSEN ______________________ 3
4
WIRKUNGEN VON GELÖSTEN SULFATIONEN IN OBERFLÄCHEN- UND GRUNDWÄSSERN___ 4
5
VERFAHREN ZUR SULFATABTRENNUNG AUS WÄSSERN _________________________________________ 5
6
DOKUMENTATION DER ENTWICKLUNG DES RODOSAN®-VERFAHRENS _____________________ 6
6.1
VERFAHRENSBESCHREIBUNG ____________________________________________________________________________ 6
6.2
VERFAHRENSENTWICKLUNG IN DER GRUNDLAGENFORSCHUNG _________________________________________ 8
6.3
ANWENDUNGEN UND WEITERENTWICKLUNGEN DES VERFAHRENS ______________________________________ 9
7
ABLEITUNG VON ZIELWERTEN VON SULFAT FÜR DIE BEHANDLUNG SULFATREICHER
WÄSSER ____________________________________________________________________________________________________ 15
8
ANGABEN ZUR HYDROCHEMIE DER ZU BETRACHTENDEN WÄSSER _________________________ 16
9
KONZEPTE
UND
AUSLEGUNG
TECHNISCHE
ANLAGEN
ZUR
ELEKTROCHEMISCHEN
SULFATABTRENNUNG, KOSTENVERGLEICH _________________________________________________________ 18
9.1
BILANZDATEN UND BEHANDLUNGSWEGE _____________________________________________________________ 18
9.2
ANLAGENKONFIGURATIONEN __________________________________________________________________________ 19
9.3
ENERGIEKOSTEN ______________________________________________________________________________________ 20
9.4
KOSTEN FÜR VERBRAUCHSMATERIAL _________________________________________________________________ 23
9.5
PERSONALKOSTEN ____________________________________________________________________________________ 24
9.6
SONSTIGE KOSTEN ____________________________________________________________________________________ 24
9.7
ERLÖSE ________________________________________________________________________________________________ 24

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- INHALTSVERZEICHNIS -
Seite | II
VITA-MIN
10 GESAMTKOSTENBILANZ ELEKTROCHEMISCHE WASSERBEHANDLUNG ___________________ 25
11 WASSERBEHANDLUNG DURCH NANOFILTRATION ____________________________________________ 29
11.1 VERFAHRENSBESCHREIBUNG UND MATERIALIEN ____________________________________________________ 29
11.2 MODULBAUFORMEN UND GEOMETRIEN ______________________________________________________________ 32
11.3
PUNKTVERSUCH FILTRATIONSVERHALTEN EINER WASSERPROBE DES BERNSTEINSEES _____________ 35
11.4
BEWERTUNG
HINSICHTLICH
EFFIZIENZ,
KOSTEN,
VOR-
UND
NACHTEILEN,
AUFWAND,
ABFALLPRODUKTE __________________________________________________________________________________________ 36
11.5 ABSCHÄTZUNG PUMPENLEISTUNG FÜR
„P
RODUKTIONSANLAGE
____________________________________ 38
11.6 KERAMISCHE NF-MEMBRANEN UND DER SULFAT-RÜCKHALT _______________________________________ 39
12 EINSATZ BIOPOLYMERBASIERTE FLOCKUNGSHILFSMITTEL________________________________ 40
12.1 FLOCKUNG: VERFAHRENSBESCHREIBUNG UND
BEWERTUNG ________________________________________ 40
12.2 ABSCHÄTZUNG ZUR WIRTSCHAFTLICHKEIT UND UMWELTASPEKTE _________________________________ 41
13 ABSCHLIEßENDE WERTUNG UND AUSBLICK ___________________________________________________ 43
LITERATURVERZEICHNIS ________________________________________________________________________________ VI

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- ABBILDUNGSVERZEICHNIS -
Seite | II
VITA-MIN
ABBILDUNGSVERZEICHNIS
Abbildung 1: Verfahrensprinzip RODOSAN®-Verfahren ______________________________________________________________ 7
Abbildung 2: Elektrolyseblöcke Pilotanlage Rainitza __________________________________________________________________ 9
Abbildung 3: Anlagenstandort __________________________________________________________________________________________ 9
Abbildung 4: Vergleich der Schadstoffabtrennung für vier Bergbauwässer, PuD-Vorhaben 2010/2011 _________ 11
Abbildung 5: Systematische Untersuchung der Düngewirkung von auf Basis von Bergbauwasser (Bockwitz)
erzeugten AMS-Konzentraten mit Sommerweizen __________________________________________________________________ 12
Abbildung 6: Vergleich der geernteten Kornmassen je Pflanzgefäß zwischen kommerziellen Düngern („N“,
„N+S_Ausgleich“) und von Konzentraten auf Basis von Bockwitzer Bergbauwasser
______________________________ 12
Abbildung 7: Sulfatabtrennung im Laborversuch, optimierter Schwefelsäureprozess, Bockwitzer Wasser ______ 14
Abbildung 8: Molarer spezifischer Energieverbrauch in Abhängigkeit von der Sulfatabtrennung _______________ 14
Abbildung 9: Spezifischer Energieverbrauch in Abhängigkeit von der Sulfatabtrennung _________________________ 21
Abbildung 10: Stromgestehungskosten in Deutschland 2018 _______________________________________________________ 22
Abbildung 11: Darstellung der Kostenbilanz Szenario 1 ____________________________________________________________ 26
Abbildung 12: Darstellung Kosten Szenario 2 _______________________________________________________________________ 27
Abbildung 13: Darstellung Kosten Szenario 3 _______________________________________________________________________ 28
Abbildung 14: Klassifizierung von Membranen in Bezug auf das Membranmaterial nach Medved /42/ _________ 30
Abbildung 15: Klassifizierung von Membranen hinsichtlich ihres Aufbaus nach Lerch /43/ (modifiziert) _______ 30
Abbildung 16: (li.) Mehrschichtaufbau einer asymmetrischen Membran integralen Typs auf Basis von SiC (Quelle:
LiqTech /45/), (re.) Übersichtsdarstellung einer asymmetrischen Kompositmembran
PES/PVDF-Membran
(UF) /46/ ______________________________________________________________________________________________________________ 32
Abbildung 17: Aufbau eines Spiralwickelmoduls nach Singh /47/ __________________________________________________ 33
Abbildung 18: Flexibles Hohlfasermodule der Fa. CUT Membrane Technology für MF/UF-Anwendungen /48/ _ 33
Abbildung 19: Beispiele für Filtrations¬elemente mit zylindrischen Grundkörper und segmentförmiger oder
kreisförmiger Kanal¬struktur und hexagonale Grundkörper mit kreisförmiger Kanalstruktur, (li.) PALL
Corporation /50/ (mi.) TAMI Industries /51/ (re.) Fraunhofer I ___________________________________________________ 34
Abbildung 20: Darstellung des spezifischen Permeatflusses über der Versuchszeit bei wechselnder Triebkraft
(Druck/ TMP) und Überströmgeschwindigkeit (4
– 1 m/s); Wasserprobe „Bernsteinsees“
NF-LC1, 500 mm EKR @
RT ______________________________________________________________________________________________________________________ 35
Abbildung 21: Spezifische Investitionskosten in Abhängigkeit der Anlagenmembranfläche /56/ ________________ 37
Abbildung 22: Na2SO4-Rückhalt einer TiO2 NF-Membran in Abhängigkeit des pH-Wertes (Salzkonzentration
0,01 mol/l Triebkraft 6 bar) /58/ ____________________________________________________________________________________ 40
Abbildung
23:
Klassische
Flockungs-
und
Sedimentationsanlage
zusammen
mit
den
wichtigsten
Dimensionierungsparametern ________________________________________________________________________________________ 41
Abbildung 24: Einbettung des RODOSAN®-Verfahrens in regionale Wertschöpfungsketten _____________________ 44

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- TABELLENVERZEICHNIS -
Seite | III
VITA-MIN
TABELLENVERZEICHNIS
Tabelle 1: Verfahren zu Sulfatabtrennung _____________________________________________________________________________ 6
Tabelle 2: Ergebnisse Düngemitteluntersuchung an den erzeugten Konzentraten ________________________________ 13
Tabelle 3: Angaben zur Hydrochemie der betrachteten Wässer ____________________________________________________ 17
Tabelle 4: Abflüsse und Frachten aus den betrachteten Grubenwasserbehandlungsanlagen _____________________ 17
Tabelle 5: Auslegungsdaten für Elektrolyseanlagen _________________________________________________________________ 20
Tabelle 6: Kostenszenarien Energiekosten ___________________________________________________________________________ 23
Tabelle 7: Kostenszenario 1 ___________________________________________________________________________________________ 25
Tabelle 8: Kostenszenario 2 ___________________________________________________________________________________________ 26
Tabelle 9: Szenario 3 __________________________________________________________________________________________________ 27
Tabelle 10: Tägliche Betriebskosten und Erzeugungskosten für AMS ______________________________________________ 28
Tabelle 11: spezifische Betriebskosten (Anwendung: Trinkwasser) nach Lipp /57/ _______________________________ 38
Tabelle 12: Abschätzung der Pumpenleistung eines Zwei-Pumpen-Systems _______________________________________ 39
Tabelle 13: Bedarfsabschätzung für Flockung mit Chitosan und anschließender Abtrennung der Flocken ______ 42
Tabelle 14: Vergleichende Kostenbewertung für die untersuchten Verfahren _____________________________________ 43

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- ABKÜRZUNGSVERZEICHNIS -
Seite | IV
VITA-MIN
ABKÜRZUNGSVERZEICHNIS
AG
Auftraggeber
AMS
Ammoniumsulfat
BMBF
Bundesministerium für Bildung und Forschung
CA
Celluloseacetat
EVU
Elektrizitätsversorgungsunternehmen
FKZ
Förderkennzeichen
FuE
Forschung und Entwicklung
GC
Gaschromatographie
IC
Ionenaustauschchromatographie
IKTS
Fraunhofer-Institut für Keramische Technologien und Systeme
LfULG
Landesamt für Umwelt, Landwirtschaft und Geologie
LMBV
Lausitzer und Mitteldeutsche Bergbau-Verwaltungsgesellschaft mbH
MF
Mikrofiltration
MWCO
Molecular Weight Cut Off
NF
Nanofiltration
OGewV
Oberflächengewässerverordnung
PAK
Polyzyklische Aromatische Kohlenstoffe
PES
Polyethersulfon
PSO
Polysulfon
PuD-Vorhaben
Pilot- und Demonstrationsvorhaben
PVDF
Polyvinylidendifluorid
RL
Restloch
RO
Umkehrosmose
SDI
Silt Density Index
UF
Ultrafiltration
VD-LUFA
Verband Deutscher Landwirtschaftlicher Untersuchungs- und Forschungsanstalten
WBA/GWBA
Wasserbehandlungsanlage/Grubenwasserbehandlungsanlage
WHG
Wasserhaushaltsgesetz
WRRL
Wasserrahmenrichtlinie

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- ZUSAMMENFASSUNG -
Seite | V
VITA-MIN
ZUSAMMENFASSUNG
Im Rahmen der zu erarbeitenden Studie waren mehrere Verfahren zur Sulfatabtrennung aus
bergbau-beeinflussten Wässern zu beschreiben und hinsichtlich ihrer zu erwartenden Kosten
bei technischer Anwendung zu bewerten. Dazu war es zunächst erforderlich, auf Basis von
Konzentrationsziel-
oder
Grenzwerten
eine
Abschätzung
der
anzustrebenden
Sulfatabtrennung im Rahmen von Modellszenarien vorzunehmen.
Allgemeinverbindliche Grenzwerte und Umweltqualitätsnormen für die Sulfatkonzentrationen
in Grund- und Oberflächenwässern lagen lange Zeit nicht vor. Dies hat sich mit dem
Inkrafttreten neuer gesetzlicher Vorschriften, insbesondere der Verordnung zum Schutz der
Oberflächengewässer –OgewV- geändert. Neben diesen können auch anwendungsbezogene
DIN-Normen und Richtwerte von Ministerien als Bezugsgröße herangezogen werden, um
den Grad der Sulfatabtrennung in technischen Anlagen, der zur Einhaltung der
vorgenannten Grenzwerte erforderlich ist, in ausgewählten Anwendungsfällen zu ermitteln.
Ausgehend
von
solchen
Konzentrationsgrenzwerten
und
von
hydrologischen
Bilanzabschätzungen sollte für repräsentative Fälle ein Anlagenkonzept für vom AG
empfohlene Anwendungsstandorte erstellt und die Verfahrensalternativen elektrochemische
Sulfatabtrennung, Abtrennung durch druckgetriebene Membranverfahren und Biosorption
technologisch zu skizziert und hinsichtlich zu erwartender Behandlungskosten bewertet
werden.
Die Bewertung der o.g. Verfahren nach einheitlichen Maßstäben erwies sich als nur mit
Einschränkungen realisierbar, weil weder für druckgetriebene Membran- und noch weniger
für Biosorptionsverfahren anwendungsbezogene Vergleichsdaten zur Wirtschaftlichkeit
vorliegen. Dennoch lassen die recherchierbaren Informationen und ein experimenteller Test
zur Nanofiltration für das Beispiel Burghammer darauf schließen, dass ein Einsatz allenfalls
für Wässer mit niedrigeren Sulfatkonzentrationen in Erwägung zu ziehen ist. Ein alleiniger
Einsatz oder ein Einsatz bei höheren Sulfatkonzentrationen lässt keine günstigeren Kosten
erwarten als eine elektrochemische Sulfatabtrennung. Dies gilt vermutlich auch für eine
Biosorption. Werden Vorbehandlungs- und Entsorgungskosten mitberücksichtigt, stellt die
elektrochemische Sulfatabtrennung mit einigem Abstand das wirtschaftlichste Verfahren in
dieser Auswahl dar. Es ist darüber hinaus nach jetzigem Kenntnisstand das einzige
bekannte Verfahren, auf dessen Basis der Anfall großer Mengen zu entsorgender
Rückstände vermieden werden kann. Die Spannweite der Kosten für die betrachteten
Anwendungsfälle würde hierbei von ca. 0,30 – 1,19 €/m
3
reichen. Für die anderen
Verfahren wären deutlich höhere Kosten zu veranschlagen. Insgesamt würden die Kosten
einer Sulfatabtrennung aber nicht höher als bei der kommunalen Abwasserbehandlung
liegen. Ein weiterer Vorteil der elektrochemischen Sulfatabtrennung besteht darin, dass sich
das Verfahren sehr gut zur Integration in regionale Energie- und Stoffkreisläufe eignet und
z.B. auch als Netzpuffer fungieren kann.
Ungeachtet dieser Vorteile gibt es nach wie vor erhebliche Optimierungspotenziale, die nur
im Zuge weiterer angewandter FuE und von weiteren Piloterprobungen erschlossen bzw.
nachgewiesen werden können.

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- 1 EINLEITUNG -
Seite | 1
VITA-MIN
1
EINLEITUNG
Sulfatreiche Oberflächen- und Grundwässer stellen in den einst und teilweise auch noch
heute durch intensiven Braunkohlebergbau geprägten Regionen des Lausitzer- und des
Mitteldeutschen Braunkohlenreviers seit vielen Jahren eine besondere Herausforderung bei
der Wiederherstellung eines naturnahen Wasserhaushalts dar. Trotz aller intensiven
Bemühungen bei der Entwicklung von spezifischen Wasserbehandlungsverfahren und eines
inzwischen sehr weit ausgefeilten Wassermanagements handelt es sich bei der Behandlung
solcher bergbaubeeinflussten Wässer um eine wasserwirtschaftlich und technologisch
komplexe Langzeitaufgabe, für die es zwar einige Lösungsansätze, aber immer noch keine
großtechnisch einsetzbare Lösung gibt. Nach wie vor gelangen deshalb aus solcherart
belasteten Oberflächen- und Grundwässern erhebliche Mengen von Sulfat und von anderen
unerwünschten Stoffen wie Eisen-, Mangan- und Aluminiumionen in die Vorflut und
beeinträchtigen so die Wasserqualität nachteilig. Auch in bereits behandelten Gewässern
(Bergbaufolgeseen) kommt es von Zeit zu Zeit zu einer Wiederverschlechterung der
Wasserqualität, da aus belüfteten Kippenmassiven im Grundwasseranstrom weiterhin Sulfat
und Acididät eingetragen werden. Während die Acidität durch Bekalkung vermindert werden
kann, hat dies auf die Sulfatkonzentration kaum Einfluss, sodass bei entsprechender
Anbindung auch solche Seen weiterhin zur Sulfatbelastung der Vorflut beitragen.
Eines der Grundprobleme besteht dabei darin, dass die bislang entwickelten und erprobten
Verfahren zur Behandlung sulfatreicher Wässer kaum Aussicht boten, auch im technischen
bzw.
großtechnischen
Maßstab
unter
saisonal
wechselnden
dynamischen
Einsatzbedingungen erfolgreich eingesetzt werden zu können oder sie andere
verfahrenstechnische und/oder Kostennachteile aufweisen, die eine Anwendung letztlich
nicht erwarten ließen.
Dies hat zur Folge, dass in die regionalen Hauptvorfluter, wie die Spree, die Schwarze Elster
oder in die Pleiße und Weiße Elster nach wie vor erhebliche Mengen an Bergbaubürtigen
Gewässerschadstoffen
gelangen,
sodass
das
Verschlechterungsverbot
nach
EU-
Wasserrahmenrichtlinie nur schwierig einzuhalten ist und z.B. in der Spree über weite
Gewässerabschnitte hinweg bzgl. der Sulfatkonzentration entsprechend der OGewV /1/,
Anlage 7 ein ökologisch guter Zustand nicht erreicht wird. Am kritischsten ist dabei die
Situation im Bereich der Spree auch deshalb einzuschätzen, da ein erheblicher Teil der
Trinkwasserversorgung im Raum Berlin – Frankfurt/Oder auf der Gewinnung von
Uferfiltraten im Einzugsbereich der Spree basiert. Ca. eine Million Einwohner im Raum Berlin
und Frankfurt/Oder werden auf dieser Basis mit Trinkwasser versorgt, wobei z.B. ca. 70%
des Trinkwassers im Wasserwerk Friedrichshagen als Berlins größtem Wasserwerk aus
Uferfiltrat der Spree gewonnen werden. Im Wasserwerk Briesen kam es bereits in der
Vergangenheit häufiger zu Grenzwertüberschreitungen bei Sulfat /2/.
Im abgegebenen Trinkwasser werden Konzentrationen bis zu 300 mg/l Sulfat erreicht. Auch
für das Wasserwerk Friedrichshagen wird das Risiko einer Grenzwertüberschreitung bei
ungünstigen hydrologischen Verhältnissen gesehen. Dies war und ist stetiger Gegenstand
politischer Aktivitäten. In der Bundeshauptstadt Berlin verweist man dabei auf die originäre
Verantwortlichkeit der stromauf gelegenen Bundesländer Brandenburg und Sachsen bzw.
der Bergbau(sanierungs)unternehmen.

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- 2 VERANLASSUNG UND AUFGABENSTELLUNG -
Seite | 2
VITA-MIN
2
VERANLASSUNG UND AUFGABENSTELLUNG
Durch das LfULG als Auftraggeber ging dem Bieter Fraunhofer-Institut für Keramische
Technologien und Systeme (IKTS) am 25.04.2019 auf elektronischem Wege die
Aufforderung zu, die bisherigen Ergebnisse der Testung von Laborergebnissen zur
elektrochemischen Sulfatabtrennung aus Grubenwässern in der Pilotanlage Rainitza einer
ökonomischen Betrachtung zu unterziehen. Ein entsprechendes Angebot sollte dem
Auftraggeber bis zum 15.05.2019 vorgelegt werden.
Gemäß Aufgabenstellung war zunächst die Entwicklung des RODOSAN®-Verfahrens von
Beginn an zu dokumentieren und zu bewerten, einschließlich des aktuellen Standes.
Weitergehend waren im Rahmen einer Gegenüberstellung weitere Verfahren zur
Sulfatabtrennung aus Bergbauwässern, insbesondere Nanofiltration und die Verwendung
von Biopolymeren ebenfalls zu beschreiben und zu bewerten. Kriterien sollten dabei
Effizienz, Kosten, Vor- und Nachteile, Aufwand und Abfallprodukte sein. Eine Kosten-
Nutzen-Analyse für jedes der Verfahren sollte die Anwendung in der Praxis beschreiben.
Entsprechend des recherchierbaren Entwicklungsstandes der nicht-elektrochemischen
Verfahrensansätze konnte die vergleichende Bewertung nach den vorgenannten Kriterien
ggf. nur im Rahmen von Abschätzungen vorgenommen werden oder musste im Einzelfall
auch offenbleiben.
In einem zweiten Bearbeitungsschritt soll ein Konzept für die Errichtung und den Betrieb
einer Pilotanlage erarbeitet werden, das Angaben zu folgenden Aspekten enthält:
notwendige Durchsatzleistung/Reinigungsleistung in m
3
/d
tägliche Anlagenkosten bzw. je m
3
abzureinigendes Wasser
notwendige Mindestlaufzeit der Anlage in Tagen (Amortisierung)
Ökonomische Betrachtung
o
Anlagenkosten
o
Energieaufwand pro kg Dünger/Nährstoff
o
Wasserwirtschaftliche Vorteile der Sulfatentfernung
o
potenzieller Ertrag Düngemittelverkauf
Abschließend ist eine kritische Bewertung des Verfahrens hinsichtlich Praxistauglichkeit auf
dem aktuellen Stand zur Reinigung von Bergbauwässern vor dem Hintergrund der
Wasserrahmenrichtlinie vorzunehmen.
Die Ergebnisse, Weiterentwicklungen und Erfahrungen aller bisher gelaufenen Vorhaben und
Erprobungen (Labor- und Praxisversuche) waren in die Umsetzung des Auftrages
einzubeziehen. Die Arbeiten, Probleme und Entscheidungen sollten dabei im Bericht
dokumentiert und fachlich begründet werden.

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- 3 RELEVANZ DER PROBLEMATIK MIT BEZUG ZUM FREISTAAT SACHSEN -
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VITA-MIN
3
RELEVANZ DER PROBLEMATIK MIT BEZUG ZUM FREISTAAT
SACHSEN
Seit ca. 1995 werden deutlich steigende Sulfatkonzentrationen in der Spree nachgewiesen.
Die in die Spree emittierte Gesamtmenge an Sulfat belief sich dabei auf ca. 175.000 t/a bei
einem mittleren Durchfluss am Pegel Fürstenwalde von 20 – 24 m
3
/s, von denen mit ca.
100.000 t/a (2014/2015) der größere Anteil aus dem aktiven Braunkohlebergbau stammte,
während Abflüsse aus dem Verantwortungsbereich der LMBV mbH mit etwa 45.000 t/a zur
Sulfatbelastung
beitragen/3/.
Weitere
größere
Mengen
werden
diffus
über
Grundwasserzutritte in die Spree eingetragen. Als größere Emittenten im aktiven Bergbau
auf sächsischem Gebiet sind die WBA (Wasserbehandlungsanlagen) Tzschelln (ca. 44.000
t/a), Kringelsdorf (ca. 25.000 t/a) und Schwarze Pumpe (ca. 40.000 t/a, anteilig) sowie die
Ableitungen aus Burghammer zu nennen. Im Sanierungsbergbau der LMBV tragen auf
(teilweise) sächsischem Gebiet die Restseen Burghammer (ca. 18.900 t/a, Spree) und die
Seenkette Sedlitz-Skado-Koschen-Ilse-See (anteilig, Schwarze Elster) zur Sulfatbelastung
bei. Die Daten beziehen sich auf den Zeitraum 2012-2015 (/3/, S.44-50).
Für die Sulfatkonzentration in der Spree wurden in der Vergangenheit Pegel-bezogene
Richtwerte festgelegt, wobei für den Pegel Spremberg-Wilhelmsthal Zielwert von 450 mg/l
gilt, der bereits in der Vergangenheit gelegentlich überschritten wurde. Im sehr trockenen
Sommer des Jahres 2018 kam es zur dauerhaften Überschreitung dieses Zielwertes, da ein
immer größerer Teil des Abflusses an der Messstelle aus Sümpfungswässern des Bergbaus
bestand. Letztlich sahen sich die Behörden des Landes Brandenburg veranlasst, den
Zielwert auf 500 mg/l anzuheben /4/. Man kann davon ausgehen, dass sich
witterungsbedingt die Situation im Jahr 2019 ähnlich dargestellt hat.
Als langfristig bedeutend sind auch die Sulfateinträge in Pleiße und Weiße Elster /5/ infolge
des aktiven Bergbaus und des Sanierungsbergbaus im Mitteldeutschen Revier anzusehen,
die ebenfalls ca. 10.000 t/a erreichen. Daneben gibt es im Freistaat Sachsen eine erhebliche
Anzahl weiterer kleinerer und mittlerer Sulfatemittenten, die originär dem früheren Erz- und
Steinkohlenbergbau zuzuordnen sind. Zu den größeren gehören die Haldenabflüsse aus dem
Steinkohlenbergbau in den ehemaligen Förderrevieren Zwickau, Oelsnitz und Freital, die
Uranerzgrube
Königstein
und
einige
industrielle
Absetzanlagen
des
ehem.
(Uran)Erzbergbaus. So wurden am Auslauf des Tiefen Elbstollns, der das Freital-Döhlener
Revier zur Elbe hin entwässert, Sulfatkonzentrationen von 400 – 600 mg/l gemessen /6/.
Generell können aufgrund der relativ hohen Schwefelgehalte der Steinkohlen (ca. 1,5 bis ca.
3%) sehr sulfatreiche Sickerwässer aus den Halden bzw. bei Flutung und Überlauf der
Gruben erwartet werden. Im Unterschied zum Lausitzer- und Mitteldeutschen Revier handelt
es sich hierbei überwiegend um Emissionen von lokaler Bedeutung, die zumindest im
Hinblick auf die qualitätsgerechte Trinkwasserversorgung im Vergleich zu den Verhältnissen
im Einzugsbereich der Spree weniger relevant sind. Gleichwohl können auch sie u.a. auch
den ökologischen Zustand der betroffenen Vorfluter negativ beeinflussen.

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- 4 WIRKUNGEN VON GELÖSTEN SULFATIONEN IN OBERFLÄCHEN- UND GRUNDWÄSSERN -
Seite | 4
VITA-MIN
4
WIRKUNGEN VON GELÖSTEN SULFATIONEN IN OBERFLÄCHEN-
UND GRUNDWÄSSERN
Von Sulfationen gehen bei den üblicherweise in Gewässern vorkommenden Konzentrationen
keine schädlichen Wirkungen auf die menschliche Gesundheit aus. Dennoch hat der
Gesetzgeber mit dem in der Trinkwasserverordnung festgelegten Grenzwert von 250 mg/l,
der im Übrigen auch auf Badegewässer anzuwenden wäre, einen relativ niedrigen
Höchstwert der Konzentration festgelegt. Begründet ist dies vor allem durch geschmackliche
Veränderungen, die bei höheren Konzentrationen zunehmend wahrnehmbar sind. Der
Aspekt der Korrosion in Trink- und Abwasserleitungsnetzen spielt dabei allerdings auch eine
gewisse Rolle. So können in stagnierenden Wässern sowohl elektrochemisch als auch
biochemisch initiierte Sulfatreduktionsprozesse auftreten, was in der weiteren Folge
schwerwiegende Korrosionsschäden nach sich ziehen kann. Bekannt sind diese als SSCC
(Sulphide Stress Corrosion Cracking) an metallischen Werkstoffen. Wird der intermediär
gebildete Schwefelwasserstoff unter Sauerstoffzutritt wieder oxidiert, entsteht dabei
Schwefelsäure. Diese greift vor allem die mineralischen Baustoffe im Kanalisationsbereich
an und führt dort bekanntermaßen schon in relativ kurzen Zeiten zu schwerwiegenden
Schäden. Bzgl. der Höhe der hierdurch verursachten Schäden gibt es bislang nur
Schätzungen in einer Spannweite von ca. 0,5 -1,0 Mrd. €/a /7/ für Deutschland.
Auch Sulfatanionen an sich können Beton schädigen, wenn sie in diesen eindiffundieren und
dort Sekundärminerale bilden, wie Ettringit und Thaumasit (ein Ca-Silicat-Sulfat-Carbonat-
Mineral). Die Minerale entfestigen den als Bindemittel vorliegenden Zemenstein (das sog.
CSH-Gel) und zerstören so die Betonstruktur /8/. Als Richtwert für die Einstufung eines
Wassers als betonaggressiv aufgrund des Sulfatgehaltes wird eine Konzentration >200 mg/l
angesehen /9/. DIN 1045-2 kann eine Klassifizierung von Wässern nach sog.
Betonangriffsklassen entnommen werden, bei der neben der Sulfatkonzentration auch
andere Parameter (u.a. pH-Wert, Chlorid- und Ammoniumkonzentration, freie Kohlensäure)
eine Rolle spielen können. Wässer mit bis zu 600 mg/l Sulfat geltend als schwach
angreifend, solche mit bis zu 3.000 mg/l als mäßig angreifend. Höhere Gehalte freier
Kohlensäure
oder
pH-Werte
<5,5
erhöhen
die
Schadwirkung
bei
gegebener
Sulfatkonzentration jeweils deutlich. Sulfat-bedingte Betonschädigungen konnten nach
relativ kurzer Zeit u.a. an einer Brücke über den Barbarakanal (Lausitzer Seenkette) sowie
im Bereich eines Überleiters im Tagebau Cospuden beobachtet werden /10/.
Sulfat (Schwefel) ist essentieller Bestandteil des Zellmetabolismus und am Aufbau
schwefelhaltiger Aminosäuren (Cystin, Cystein, Methionin) und zahlreicher Enzyme beteiligt.
Ein Schwefelmangel in der Ernährung hat daher nachteilige gesundheitliche Wirkungen.
Allerdings heißt dies keinesfalls, dass Schwefel (Sulfat) vom Organismus unbegrenzt
toleriert wird.
Von den unerwünschten gesundheitlichen Wirkungen einer Sulfataufnahme mit dem
Trinkwasser ist die laxative am bekanntesten. In Studien der US-EPA wurde hierfür ein
Konzentrationsschwellenwert von rund 600 mg/l ermittelt, ab dem ein signifikanter Effekt
nachweisbar ist /11/. Kleinkinder reagieren sehr viel empfindlicher als Erwachsene und die
Sensibilität variiert in der Bevölkerung naturgemäß erheblich. Die lethale Aufnahmedosis
liegt dieser Literaturquelle zu Folge bei ca. 200 mg Sulfat (als MgSO
4
) je kg Körpergewicht
für Warmblüter.

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- 5 VERFAHREN ZUR SULFATABTRENNUNG AUS WÄSSERN -
Seite | 5
VITA-MIN
Die Konzentrationswerte in den genannten Wasserwerken liegen deutlich unterhalb des
Schwellenwertes und auch in größeren Vorflutern wird ein solcher Wert (600 mg/l)
gewöhnlich nicht erreicht. Meteorologische Stresssituationen wie lange Trockenperioden
können aber durchaus zum Überschreiten dieses Wertes in der Vorflut führen. Ebenso
weisen kleinere Vorfluter, die Mehrzahl der Ableitungen aus den WBA im Bergbau und
zahlreiche Tagebauseen Sulfatkonzentrationswerte oberhalb dieser umweltmedizinisch
relevanten Schwelle auf.
Leichte Symptome können daher nach der Aufnahme solcher Wässer z.B. durch
Verschlucken beim Baden ggf. auftreten. Differenzierter zu betrachten ist möglicherweise
die Sulfataufnahme bei Schwangeren, wie neuere Untersuchungen zeigen /12/.
Als nachteilig wird auch die Wirkung des Sulfats auf die Zusammensetzung des Zoobenthos
und bzgl. der Remobilisation von Phosphat beschrieben /13/.
5
VERFAHREN ZUR SULFATABTRENNUNG AUS WÄSSERN
Im Laufe von Jahrzehnten wurden eine Vielzahl von Verfahren zur Behandlung von
Bergbauwässern vorgeschlagen /14/, /15/, /16/, /17/, die zumindest teilweise auch eine
Abtrennung von Sulfat ermöglichen. Bei konventioneller Grubenwasserbehandlung mittels
Belüftung und/oder Zugabe von Alkalinität kann die Sulfatkonzentration in der Regel nicht
vermindert werden. Eine Zusammenstellung der Verfahren bzw. Verfahrensgruppen, die
bislang im Kontext einer Sulfatabtrennung aus Bergbauwässern intensiver bzw. in größerem
Maßstab betrachtet wurden, kann Tabelle 1 entnommen werden.
Mit Fällungsverfahren lassen sich durchaus größere Anteile von Sulfat aus den Wässern zu
vergleichsweise moderaten Kosten abtrennen (vgl. Bowell, /15/) abtrennen, allerdings sind
für die Entsorgung der dabei in großer Menge anfallenden Schlammrückstände weitere
Aufwendungen erforderlich. Geeigneten Deponieraum zu finden, stellt sich dabei
zunehmend als problematisch dar. Mittels druckgetriebener Membranverfahren wie
Umkehrosmose und Nanofiltration lässt sich prinzipiell nahezu vollentsalztes Wasser
erzeugen, was Literaturangaben zu Folge mit Kosten von ca. 0,80 €/m
3
verbunden ist.
Dabei nicht berücksichtigt ist jedoch die Entsorgung der dabei umfangreich anfallenden
Sekundärabfalllösungen. Bei deren Berücksichtigung können sich die Kosten je nach Split
zwischen Permeat- und Konzentratstrom leicht auf das Doppelte und mehr erhöhen. Ggf. ist
auch eine Vorbehandlung des Wassers erforderlich, was weitere Kosten verursacht.
Die biochemischen Verfahren nutzen die Fähigkeit natürlich vorkommender Sulfat-
reduzierender Bakterien zur Fixierung des Schwefels aus. Leider ist dies in Praxis mit
einigen Schwierigkeiten verbunden, sodass selbst unter günstigen klimatischen
Bedingungen mit Prozesskosten von ca. 1,0 US-$/m
3
in technischen Anlagen zu rechnen ist
/18/. Mittels Ionenaustausch lassen sich die gelösten Ionen sehr selektiv abtrennen.
Allerdings gilt diese Technologie auch wegen des hohen Aufwandes zu Regeneration der
Ionenaustauscher als ausgesprochen teuer. An der Entwicklung eines elektrochemischen
Verfahrens zur Sulfatabtrennung wurde insbesondere bei VKTA Rossendorf e.V. intensiv
gearbeitet. Seit 2014 werden diese Aktivitäten beim Auftragnehmer fortgesetzt.

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- 6 DOKUMENTATION DER ENTWICKLUNG DES RODOSAN®-VERFAHRENS -
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VITA-MIN
Tabelle 1: Verfahren zu Sulfatabtrennung
Verfahren
Wirkung
Anmerkung
Fällung
Entfernung
schwer
löslicher Komponenten
z.B.
Walhalla-
und
SavMin-
Verfahren,
hohes
Sekundärabfallaufkommen
(Schlämme)
Umkehrosmose,
Nanofiltration
Entsalzung
wenig
selektiv,
hohes
Sekundärabfallaufkommen
(Mischkonzentrate),
ggf.
Vorbehandlung nötig
Biochem. Verf.
Sulfatentfernung
via
Reduktion zu Sulfid
Sekundärabfälle, Durchsätze niedrig
(Raum-Zeit-Ausbeuten), instabil,
Ionenaustausch
Entsalzung/Enthärtung Selektiv,
aber
hohes
Sekundärabfallaufkommen
Elektrochemische
Verfahren
Teilentsalzung,
Schwermetallfällung,
Pufferkapazität
relativ
teure
Anlagentechnik,
Erzeugung
von
Wertstoffen
(Sulfatdünger, Wasserstoff, Gips,
Kalk)
6
DOKUMENTATION DER ENTWICKLUNG DES RODOSAN®-
VERFAHRENS
6.1 VERFAHRENSBESCHREIBUNG
Das Verfahrensprinzip des RODOSAN®-Verfahrens ist in Abb. 1 vereinfacht dargestellt.
Sulfatreiches/schwefelsaures schwermetallhaltiges Wasser wird durch den Kathodenraum
einer Membranelektrolysezelle geleitet. Wird an die Elektroden der Zelle eine ausreichend
hohe Gleichspannung angelegt, erfolgt eine elektrochemische Wasserzersetzung, bei der an
der Kathode Wasserstoff und an der Anode Sauerstoff freigesetzt wird. Als unmittelbare
Folge steigt der pH-Wert im Kathodenraum an, sodass hydrolysierbare Kationen (Fe, Al, Mn,
Ca…) hydrolysieren und ausgefällt werden. Die zuvor an diese Ionen gebundenen
Sulfatanionen haben nun kein ihre Ladung (zweifach negativ) kompensierendes Gegenion
(Kation) mehr und werden (Gesetz der Elektroneutralität) vom elektrischen Feld zur
Wanderung durch die Ionenaustauschermembran hindurch in den Anodenraum gezwungen
und dort angereichert. Im Anodenraum werden sie dann mit den in der Anodenreaktion
gebildeten Protonen zu Schwefelsäure umgesetzt. Diese Schwefelsäure wird bei Erreichen
einer bestimmten Konzentration kontinuierlich aus dem Prozess entnommen und kann
nachfolgend durch einfache chemische Prozesse z.B. zu Ammoniumsulfat umgesetzt
werden. Das aus dem Kathodenraum ablaufende Wasser mit In-situ erzeugter
Pufferkapazität ist teilentsalzt, und je nach gefordertem Abreicherungsgrad, mindestens als
Brauchwasser nutzbar. Durch die Injektion von CO
2
in den Kathodenraum wird die erzeugte
Pufferkapazität ebenso wie die elektrische Leitfähigkeit stabilisiert. Letzteres ist aus
energetischen Gründen vorteilhaft.
Der Grad der Abreicherung wird in erster Linie durch die angewandte Stromdichte
bestimmt, in zweiter Linie durch den Volumenstrom im Kathodenraum. Oberhalb eines
bestimmten Offset-Wertes der Stromdichte ist daher der Grad der Abreicherung theoretisch

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- 6 DOKUMENTATION DER ENTWICKLUNG DES RODOSAN®-VERFAHRENS -
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VITA-MIN
beliebig zwischen 0 und ca. 95 % einstellbar, allerdings steht einer Abreicherung auf
Ablaufkonzentrationen < ca. 350 mg/l eine wirtschaftlich nicht vertretbar hohe
Zellspannung infolge Verarmung an Ladungsträgern entgegen, sodass dies für technische
Anwendungen nicht relevant ist. Die bisherigen Erfahrungen legen nahe, dass im Hinblick
auf die Gesamtkosten der Behandlung (Abschreibung auf Anlagenkosten und Prozesskosten)
Abreicherungsgrade bis zu 60 % für hohe Volumenströme und niedrige bis mittlere
Sulfatkonzentrationen im Zulauf zu akzeptablen Kosten führen würden.
Die Elektrolyseanlage ist modular aufgebaut und besteht aus einer entsprechenden Anzahl
jeweils identischer Zellen, die zu jeweils 50 – 150 Stck. in sogenannten Racks (Gestellen)
zusammengefasst sind. Mit einem solchen Rack lassen sich je nach hydrochemischen
Gegebenheiten bzw. Sanierungserfordernissen Aufbereitungsleistungen zwischen ca. 10 und
75 m
3
/h erzielen. Jedes Rack ist dabei einzeln steuerbar.
Durch Prozessmodifikationen wie mehrstufige Arbeitsweise konnten im Labormaßstab schon
Abreicherungen >90% erreicht werden, was im konkreten Fall einer Abtrennung von 55
Mol/m
3
bzw. 52,8 kg/m
3
an Sulfat entsprach. Dabei wurde auch der größte Teil der
Härtebildner (Ca, Mg) zielgerichtet mit entfernt.
Abbildung 1: Verfahrensprinzip RODOSAN®-Verfahren
Im Prozess werden keine Stoffe (mit Ausnahme von in dem Falle umweltunschädlichen CO
2
)
in das aufzubereitende Wasser eingebracht und die abzutrennenden Stoffe werden in
verwertbare Stoffe überführt, sodass mit Ausnahme geringer Mengen Regenrationslösungen
keine Rückstandsproblematik zu erwarten ist. Negative Auswirkungen auf Wasser, Boden
oder die Luft sind bei sachgemäßem Betrieb generell nicht zu erwarten. In bestimmten
Abständen (Jahr) sind die Ionenaustauschermembranen zu tauschen und verbrauchte
fachgerecht zu entsorgen. Dabei handelt es sich aber selbst bei großtechnischen Anlagen
mit ggf. mehreren Racks nur um wenige t/a Abfall.
CO
2

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- 6 DOKUMENTATION DER ENTWICKLUNG DES RODOSAN®-VERFAHRENS -
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VITA-MIN
6.2 VERFAHRENSENTWICKLUNG IN DER GRUNDLAGENFORSCHUNG
Die Entwicklungsarbeiten am späteren RODOSAN®-Verfahren wurden 1995 aufgenommen
/19/. Dieses BMBF-Projekt (FKZ 02WB9533) hatte folgende Schwerpunkte:
-detaillierte
Untersuchungen
zum
elektrochemischen
Verhalten
der
gelösten
Wasserinhaltsstoffe am Beispiel der Tagebauseen Sedlitz und Kahnsdorf/Witznitz
-Untersuchungen zum Einfluss der Speziation
-Untersuchungen zu Fällungsprozessen im Kathodenraum
-Auswahl
geeigneter
Elektrodenwerkstoffe
und
Ionenaustauschermembranen
in
elektrochemischen Untersuchungen
-Entwicklung und Test einer ersten kleinmaßstäblichen Elektrolysezelle
-Zellspannungsbilanzanalyse zur Optimierung
Bei Abschluss dieses Projektes wurden eine Sulfatabtrennung von 20 – 25 %, eine
vollständige Entfernung von gelöstem Eisen und Aluminium, eine pH-Wertanhebung und
eine Teilentsalzung nachgewiesen.
Fachliche Diskussionen mit potenziellen Anwendern und Empfehlungen von Herrn Prof. Dr.
L. Luckner ließen in der Folge erkennen, dass ein höherer Grad der Sulfatabtrennung in der
Praxis
wünschenswert
wäre.
Nach
einer
zeitweiligen
Unterbrechung
der
Entwicklungsarbeiten mangels Finanzierung gelang es im Jahr 2002 mit der Bearbeitung
eines weiteren FuE-Projektes (FKZ BMBF: 02WB0265 / 13-8802.3522 (LfULG)) mit dem Ziel
einer weiteren Verbesserung, Optimierung und Maßstabsvergrößerung zu beginnen /20/.
Hauptaspekte dieses Projektes waren:
-hydraulische Optimierung des elektrochemischen Reaktors
-Erhöhung der Sulfatabtrennung u.a. durch Injektion von CO
2
in den Kathodenraum
-Optimierung des Anolyten
-Untersuchungen zur Anolytaufbereitung/Koppelproduktgewinnung für Schwefelsäure,
Ammoniumsulfat und Ammoniumperoxodisulfat
-Reaktorentwicklung und Maßstabsvergrößerung
-Funktionsnachweis im Dauerbetrieb (Labor)
-Kostenprognose für eine Verwertung
Im Ergebnis dieses Projektes konnte die Sulfatabtrennung auf 45% erhöht werden. Die neu
entwickelte 500-cm
2
- Elektrolysezelle bildete die Grundlage für alle weiteren Anwendungen.

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VITA-MIN
6.3 ANWENDUNGEN UND WEITERENTWICKLUNGEN DES VERFAHRENS
Die Funktionsweise der elektrochemischen Sulfatabtrennung konnte in den von 2006 – 2008
/21/ und 2010/2011 /22/ durchgeführten sog. PuD-Vorhaben im Auftrag der LMBV
erfolgreich demonstriert werden. Die Abbildungen 2 und 3 zeigen die Anlage und den
Anlagenstandort.
Abbildung 2: Elektrolyseblöcke Pilotanlage Rainitza
Abbildung 3: Anlagenstandort

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VITA-MIN
In den Jahren 2006 – 2008 lag der Schwerpunkt auf der Erprobung der drei Grundvarianten
des RODOSAN®-Verfahrens:
(i)
Ammoniumsulfatprozess
(ii)
Ammoniumperoxodisulfatprozess
(iii)
Schwefelsäureprozess
mit schwefelsaurem Wasser aus dem Sedlitzer See. Trotz erheblicher und teils sehr
kurzfristiger Schwankungen in den hydrochemischen Parameter im Zulauf (SO
4
2—
Gehalte
zwischen 680 und 950 mg/l) gelang es nach einer Anlaufphase, einen stabilen
Anlagenbetrieb zu realisieren. Als energetisch günstigste Variante kristallisierte sich
seinerzeit der Ammoniumperoxodisulfatprozess mit bis zu 27% Sulfatabtrennung heraus,
aufgrund des teuren speziellen Anodenmaterials wurde diese Variante aber nicht
weiterverfolgt. An zweiter Stelle lag der Ammoniumsulfatprozess ((ii), (AMS-Prozess), bei
dem direkt im Anodenkreis eine Umsetzung der abgetrennten Sulfatanionen zu
Ammoniumsulfat erfolgte. Die Ammoniumkonzentrationen im Anlagenablauf waren dabei
nur gelegentlich marginal (mg/l) erhöht. Der Schwefelsäureprozess (iii) wurde damals als
weniger geeignet eingestuft.
Zwischenzeitlich war in Laboruntersuchungen gefunden worden, dass durch die Injektion
von CO
2
in den Kathodenraum die Sulfatabtrennung im AMS-Prozess mindestens verdoppelt
werden kann. Daraufhin wurde der Auftrag für ein weiteres PuD-Vorhaben zur
Piloterprobung auch dieser Prozessmodifikation erteilt. Die Erprobung erfolgte mit vier
verschiedenen Bergwässern:
schwefelsaures Wasser aus dem Sedlitzer See
Diese Kampagne verlief trotz witterungsbedingter Extrembedingungen im Zulauf
(Temperaturen nahe dem Gefrierpunkt, Außentemperatur bis -20 °C) weitgehend
störungsfrei, die Zielstellung bzgl. Sulfatabreicherung (>50% im Dauerbetrieb) wurde
erreicht (Abb. 4).
vorbehandeltes (bekalktes) Sümpfungswasser aus dem Tagebau Nochten (ehem. Vattenfall)
Hierbei kam es zu massiven Kalkausfällung in allen Anlagenteilen einschließlich der
vorgelagerten
Zwischenspeicher.
Häufige
Membranperforationen
erschwerten
den
Anlagenbetrieb enorm. Es kam infolge dessen zu hohen Ammoniumkonzentrationen im
Ablauf.
mit Soda vorbehandeltes Wasser aus dem Bockwitzer See
Auch hier kam es im Dauerbetrieb zu erhöhten Ammoniumübertritten aus dem Anodenkreis
bei höheren Stromdichten. Die Zielstellungen bzgl. Sulfatabreicherung wurden auch hier
erreicht.
stark schwefelsaures und hoch mineralisiertes Wasser aus dem RL 111 (Lauchhammer)
Die extrem hohen Eisengehalte (>0,5 g/l) bereiteten anfänglich erhebliche Probleme,
infolge hoher Stromdichten und Membranerweichung wurde der Ammoniumübertritt
begünstigt. Die Zielstellung hinsichtlich Sulfatabtrennung (>60 %) wurde nach
Verfahrensanpassung in der Endphase stabil erreicht.

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- 6 DOKUMENTATION DER ENTWICKLUNG DES RODOSAN®-VERFAHRENS -
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VITA-MIN
Abb. 4 zeigt einen Vergleich der Schadstoffabtrennung für die o.g. Bergbauwässer.
Erkennbar ist, dass jeweils auch Al und Fe nahezu quantitativ und Mn zum größten Teil
abgetrennt worden sind. Die In-situ-Erzeugung von Pufferkapazität belief sich je nach
Wasser auf 5 – ca. 20 Mol/m
3
.
Abbildung 4: Vergleich der Schadstoffabtrennung für vier Bergbauwässer, PuD-Vorhaben
2010/2011
Wesentliche Kritikpunkte an den damaligen Ergebnissen waren:
-ein unzulässiger Ammoniumübertritt in den Anlagenablauf
-instabiler Anlagenbetrieb bei stärkerer Mineralisierung, infolge hohe Ausfallzeiten
-Verwertbarkeit des Koppelproduktes Ammoniumsulfat nicht hinreichend belegt
-zu hohe Energiekosten
In dem bereits erwähnten EU-Ziel-III-Teilprojekt /23/ gelang es zunächst, entsprechende
Regenerationsprozesse zu entwickeln, die auch bei stark mineralisierten Wässern einen
stabilen Prozessbetrieb zulassen. Im Dauerbetrieb (750 h) unter Bedingungen, die mit
denen des PuD-Vorhabens vergleichbar waren (bekalktes Sümpfungswasser Tagebau
Nochten), konnte die Anlagenverfügbarkeit von 60 auf über 90% erhöht werden,
Prozessstörungen traten dabei nicht mehr auf. Damit konnte der erste wesentliche
Kritikpunkt am Verfahren auf der Ebene Pilotmaßstab ausgeräumt werden.
Im Rahmen eines für das Sächsische Landesamt für Umwelt und Geologie (LfULG)
realisierten Dienstleistungsauftrags konnte der praktische Nachweis erbracht werden, dass
das über die elektrochemische Sulfaterabtrennung erzeugte Ammoniumsulfat kommerziellen
Düngemitteln mindestens gleichwertig ist und das keine Schadstoffe darin angereicht sind,
die eine landwirtschaftliche Verwertung verhindern /24/. Dieser Nachweis wurde im Rahmen
wissenschaftlicher Düngeversuche in der Versuchsanstalt des LfULG in Nossen erbracht
(Abb. 5, 6). Insbesondere das auf Basis von Bockwitzer Wasser hergestellte Konzentrat K1
bewirkte den kommerziellen Düngern gegenüber (Ammonsalpeter) eine deutliche
0
20
40
60
80
100
120
Sulfat
Aluminium
Eisen
Mangan
%
Schadstoffabtrennung
Sedlitz
Bockwitz
RL111
Nochten
Labor

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- 6 DOKUMENTATION DER ENTWICKLUNG DES RODOSAN®-VERFAHRENS -
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VITA-MIN
Ertragssteigerung bei gleicher Nährstoffgabe. Untersuchungen durch ein akkreditiertes
Speziallabor (VD-LUFA, Kiel) ergaben keinerlei Hinweise auf schädliche Inhaltsstoffe
(Tabelle 2).
Abbildung 5: Systematische Untersuchung der Düngewirkung von auf Basis von
Bergbauwasser (Bockwitz) erzeugten AMS-Konzentraten mit Sommerweizen
Abbildung 6: Vergleich der geernteten Kornmassen je Pflanzgefäß zwischen kommerziellen
Düngern („N“, „N+S_Ausgleich“) und von Konzentraten auf Basis von Bockwitzer
Bergbauwasser
0
10
20
30
40
50
60
70
80
90
N
N+S_Ausgleich
K1
K2
K3
Kornmasse (g/Gefäß)
Blindwert
0,5 g/Gefäß
1 g/Gefäß
1,5 g/Gefäß
2 g/ Gefäß

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- 6 DOKUMENTATION DER ENTWICKLUNG DES RODOSAN®-VERFAHRENS -
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VITA-MIN
Tabelle 2: Ergebnisse Düngemitteluntersuchung an den erzeugten Konzentraten
Auch die Gehalte an PAKs, polychlorierten Dibenzofuranen und Dioxinen sowie an
Perfluortensiden lagen unter der Nachweisgrenze.
Mit Unterstützung des LfULG wurde die Konformität entsprechend Deutschem bzw. EU-
Düngemittelrecht bewertet. Demnach ist ein Inverkehrbringen nach EU-Recht möglich,
wenn der Stickstoffgehalt auf 15% N aufgestockt wird. Dies ist durch Zumischen einfach zu
erreichen. Ansonsten stehen dem Inverkehrbringen keine Hemmnisse entgegen. Das
Inverkehrbringen nach deutschem Düngemittelrecht wäre auch schon mit den hier
erreichten Nährstoffgehalten möglich, jedoch steht dem derzeit noch eine juristische
Begrifflichkeit entgegen. Demnach müsste das Bergbauwasser als Abwasser deklariert
werden oder der Katalog der zulässigen Ausgangsstoffe wäre im Rahmen eines formellen
Antragsverfahrens beim Bundeslandwirtschaftsministerium um Bergbauwässer zu erweitern.
Die Voraussetzungen hierfür sind jedenfalls gegeben.
Mit diesen Untersuchungen konnte der fundierte Nachweis der Verwertbarkeit des über die
elektrochemische Sulfatabtrennung erzeugten Ammoniumsulfatdüngers durch behördliche
Untersuchungen abgesichert erbracht werden.
Im Zuge des zuletzt erwähnten LfULG-Auftrags war es auch möglich, weitere
Untersuchungen zum Schwefelsäureprozess im Labormaßstab durchzuführen. Dabei gelang
es, die Sulfatabtrennung in Abhängigkeit vom Durchfluss von bislang 18 auf bis zu 60% zu
steigern (Abb. 7), sodass der optimierte Schwefelsäureprozess nunmehr bzgl. Trennleistung
dem AMS-Prozess nahezu ebenbürtig ist. Er erfordert allerdings einen etwas höheren
Energieaufwand bei jeweils gleicher Trennleistung, was auf die sog. Protonenleckage der
Ionenaustauschermembran zurückzuführen ist. Dass Ammoniumionen in das Ablaufwasser
gelangen, ist bei dieser Prozessvariante physikalisch ausgeschlossen.
Abb. 7 zeigt die Abhängigkeit der Sulfabtrennung von der angewandten Stromstärke
(Stromdichte) für Durchflüsse von 7,5 und 10 l/h. Diese Durchsätze entsprechen Werten
von ca. 300 bzw. 400 l/h für kommerzielle Elektrolysezellen. Die Untersuchungen wurden in
diesem Falle mit Wasser aus dem RL Bockwitz (LMBV mbH) durchgeführt
(Sulfatkonzentration 1.060-1.150 mg/l).

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- 6 DOKUMENTATION DER ENTWICKLUNG DES RODOSAN®-VERFAHRENS -
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VITA-MIN
Abbildung 7: Sulfatabtrennung im Laborversuch, optimierter Schwefelsäureprozess,
Bockwitzer Wasser
Die spezifischen Energieverbrauchswerte liegen für den Versuch bei 7,5 l/h über einen
weiten Bereich bei Werten <1 kWh/Mol und sind damit ebenfalls mit jenen für den AMS-
Prozess annähernd vergleichbar (Abb. 9).
Abbildung
8:
Molarer
spezifischer
Energieverbrauch
in
Abhängigkeit
von
der
Sulfatabtrennung
Abb. 8 lässt sich auch so interpretieren, dass das Verfahren sowohl bei hohen Durchsätzen
und niedrigerer Sulfatabtrennung als auch bei niedrigen Durchsätzen und hoher
Trennleistung ähnlich effektiv arbeiten kann. Dies ist auch praktisch von Interesse, z.B. in
dem Falle, wenn längere Trockenperioden mit niedrigem Abfluss in der Vorflut eine
0
10
20
30
40
50
60
70
0
1
2
3
4
5
6
7
8
dSO4 (%)
I (A)
dSO4_7,5 l/h
dSO4_10l/h
0,00
0,50
1,00
1,50
2,00
2,50
0
10
20
30
40
50
60
Espez_molar (kWh/Mol)
dSO4 (%)
Evm-7,5l
Evm-10l
EvM-12,5

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- 7 ABLEITUNG VON ZIELWERTEN VON SULFAT FÜR DIE BEHANDLUNG SULFATREICHER WÄSSER -
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VITA-MIN
besonders hohe Sulfatabtrennung erfordern. Andererseits kann die Anzahl der zu
betreibenden Module zeitweilig unter Kosteneinsparung deutlich reduziert werden, wenn
hohe Volumenströme in der Vorflut eine geringere Abtrennung erfordern.
Innerhalb eines weiteren FuE-Auftrags, der Untersuchungen zur Behandlung stark
mineralisierter Bergbauwässer zum Gegenstand hatte, gelang im Labormaßstab eine
Abreicherung von über 90% im mehrstufigem Verfahren bei gleichzeitiger Abtrennung von
Uran /25/.
Ausgewählte Ergebnisse zur Weiterentwicklung des Verfahrens wurden in den letzten Jahren
auch auf internationalen Tagungen dem Fachpublikum vorgestellt /26/, /27/, /28/.
7
ABLEITUNG VON ZIELWERTEN VON SULFAT FÜR DIE BEHANDLUNG
SULFATREICHER WÄSSER
Konkret benannte allgemeinverbindliche Umweltqualitätsnormen und Schwellenwerte für die
Sulfatkonzentration in Grund-und Oberflächenwässern können den bereits erwähnten
Rechtsverordnungen entnommen werden. In der Europäischen Wasserrahmenrichtlinie
(WRRL) /29/ werden zudem in Nr. 19 und 26 der Präambel sowie in Artikel 1 allgemeine
Anforderungen formuliert wie die Verbesserung der aquatischen Umwelt (Nr. 19), das Ziel
einer Trendumkehr bei der Belastung mit umweltschädlichen Wasserinhaltsstoffen (Nr. 26,
Artikel 1 Nr. 1). Artikel 4 konkretisiert die Umweltziele. Für Wasserkörper/Gewässer mit
hoher anthropogener Umweltbelastung sind weniger strenge Umweltziele möglich, wenn die
Erreichung dieser Ziele mit unverhältnismäßigem Aufwand verbunden ist (Nr. 31). Die
Zielsetzungen der WRRL wurden in den Folgejahren in nationales Recht überführt, wie das
Wasserhaushaltsgesetz (WHG) /30/ und daraus abgeleitet die o.g. Grundwasser- und die
Oberflächenwasserverordnung (§§ 47 und 27 WHG).
Die Oberflächengewässerverordnung /31/, § 5 enthält Vorgaben zur Einstufung des
ökologischen Zustandes der Gewässer, nach der die jeweils schlechteste Einstufung für die
Beurteilung einer biologischen Komponente maßgebend ist. In diese Beurteilung fließen
chemische Parameter mit ein. Anlage 7 zu §5 der Verordnung ist eine Sulfatkonzentration
≤25 mg/l als kennzeichnend für einen sehr guten ökologischen Zustand zu entnehmen, für
einen guten ökologischen Zustand Konzentrationswerte ≤200 mg/l entsprechend Anlage 7,
2.1.2 für Gewässer vom Typ 15 (Spree). Dabei spielt auch die Verwendung von
Oberflächenwasser für die Trinkwassergewinnung eine Rolle. Für Grundwasser wurde auch
unter diesem Bezug ein Schwellenwert der Sulfatkonzentration von 250 mg/l festgelegt
/32/.
Die Festlegung von Schwellenwerten und von indikativen Werten für den ökologischen
Zustand eines Gewässers für Sulfat begründeten zumindest bislang kein staatliches
Eingreifen im Sinne einer Festlegung von strengeren Grenzwerten für eine Sulfateinleitung.
Vor dem Hintergrund der Risiken bzgl. Grenzwerteinhaltung in Wasserwerken
Friedrichshagen und Briesen wurden von der Regierung des Landes Brandenburg jedoch
Immissionsrichtwerte für die Sulfatkonzentration in der Spree festgelegt. Für den Pegel
Spremberg-Wilhelmsthal liegt dieser wie erwähnt bei 450 mg/l (90%-Perzentil) und für

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- 8 ANGABEN ZUR HYDROCHEMIE DER ZU BETRACHTENDEN WÄSSER -
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VITA-MIN
Rahnsdorf bei 220 mg/l. Als Voraussetzung für die dauerhafte Einhaltung wird die
vollständige Betriebsbereitschaft der Speicher Lohsa II, Bärwalde und Burghammer genannt
/33/. Weitere Anhaltspunkte für aus medizinisch/toxikologischer Sicht tolerierbare
Sulfatkonzentrationen in Oberflächengewässern ergeben sich auf Basis der Ausführungen in
Abschnitt 3. Demnach wäre eine darauf basierende maximal tolerierbare Konzentration im
Bereich von 500 – 600 mg/l anzusetzen. Für einen solchen Wert (500 mg/l) sprechen auch
die Festlegungen für die hygienische Qualität von Tränkwasser /34/ in der Tierhaltung. Der
Parameteraufstellung in /34/ ist explizit ein Grenzwert von 500 mg/l für Sulfat zu
entnehmen. Ein Wert in dieser Größenordnung ergibt sich zudem auch aus den
Ausführungen zur Betonaggressivität.
Der mittlere Durchfluss der Spree bei Spremberg beträgt ca. 12,7 m
3
/s, die mittlere SO
42
-
Konzentration ca. 370 mg/l. Daraus ergibt sich eine mittlere Sulfatfracht von 4,7 kg/s. Soll
zur Einhaltung der Umweltqualitätsnorm der OGewV die mittlere Sulfatkonzentration auf
200 mg/l (guter ökologischer Zustand) bei mittlerem Durchfluss vermindert werden, dann
wäre die Sulfatfracht entsprechend 12,7 m
3
/s x (0,370 – 0,200 kg/m
3
SO
42-
) =2,16 kg/s
SO
4
2-
um eben diesen Betrag zu vermindern. Unter Berücksichtigung der Ausführungen in
Abschnitt 3 zu den Hauptemissionsquellen würde dies bedeuten, die Sulfatfracht aus
Sanierungs- und aktivem Bergbau (Bezugszeitraum 2012-2015) um 48% oder um 69.288
t/a zu vermindern. Nimmt man ferner an, dass die Hauptemittenten zu gleichen Anteilen zur
Frachtverminderung beitragen würden, ergibt sich für den aktiven Bergbau eine
Reduzierung der Einträge um 48.000 t/a (gerundet) und für den Sanierungsbergbau um
rund 21.000 t/a. Im Hinblick auf die o.g. WBA oder Ausleitungen aus Tagebauseen als
Hauptemissionsquellen ergibt sich ferner, dass zur Erreichung einer solchen Zielstellung
neben den hier exemplarisch zu betrachtenden zwei Anwendungsfällen im Einzugsgebiet der
Spree noch weitere zu betrachten wären.
8
ANGABEN ZUR HYDROCHEMIE DER ZU BETRACHTENDEN WÄSSER
In der Auftaktberatung im LfULG am 19.08.2019 wurde auch über die Auswahl der
Bergbauwässer gesprochen, auf die in der anzufertigenden Studie Bezug genommen werden
soll. Vorgeschlagen wurde dabei, das Wasser aus dem Ablauf der WBA Tzschelln der LEAG
und ein bergbau-beeinflusstes Oberflächenwasser aus dem Bereich der LMBV mbH
einzubeziehen. Nach darauffolgender Abstimmung mit der LMBV wurde von dieser u.a. ein
Datensatz zum Restsee Burghammer / Speichersystem Lohsa II zur Verfügung gestellt.
Lohsa II wird von Seiten der Landesregierung Brandenburg wie erwähnt entscheidende
Bedeutung für die Sulfatkonzentrationssteuerung in der Spree zugemessen. Als weiteres
Beispiel wurde der Zulauf der WBA Plessa angeführt, der in die Schwarze Elster eingeleitet
wird, da diese Lokalität exemplarisch einen Ansatzpunkt für den Einsatz von
Biosorptionsverfahren zur Fe- und ggf. Sulfatabtennung darstellen könnte. Fe ist in den
Ablaufwässern der WBA Tzschelln und der Restlochkette Burghammer kaum noch enthalten.
Die Schwarze Elster fällt im Raum Großkoschen bis Ruhland in langen Trockenperioden öfter
trocken, sodass der Abfluss abschnittsweise und teils über Monate hinweg fast nur noch aus
Einleitungen aus den WBA Rainitza und schwefelsauren Zuflüssen aus dem Raum Plessa
besteht.

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- 8 ANGABEN ZUR HYDROCHEMIE DER ZU BETRACHTENDEN WÄSSER -
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VITA-MIN
Tabelle 3: Angaben zur Hydrochemie der betrachteten Wässer
hydrochemische Parameter (Mittelwerte), Ionen in mg/l
pH
Lf
mS/cm
Cl
SO
4
Al
Fe
Ca
Mg
Na
Tzschelln
8,01
2,73
19
1630
0,03
0,75
550
113
27
Burghammer
6,58
1,18
41,5
575
0,058
0,74
214
29
30
Plessa
3,1
1,54
31
645
5,5
8,9
190
-
20
Der mittlere Durchsatz der WBA Tzschelln lag im Jahr 2018 bei 0,88 m
3
/s, woraus sich eine
SulfatGesamtfracht von 1,43 kg/s oder von 45.100 t/a ergibt, die in die Spree abgeführt
wird. Für Burghammer sind die tatsächlichen Frachten schwierig zu ermitteln, da lt.
Angaben der LMBV mit stark schwankenden Abflüssen zwischen 0 und 7 m
3
/s zu rechnen
ist. Eine wie auch immer beschaffene Anlage zur Sulfatabtrennung auf die maximale
Abgabemenge auszulegen wäre wirtschaftlich wenig sinnvoll. Für eine Abschätzung der
Sulfatemissionen ergeben sich bei mittlerer Ableitmenge von 3,5 m
3
/s und bei einer hier
etwas
willkürlich
angenommenen
von
1,3
m
3
/s
als
technisch
plausible
Anlagenauslegungsgröße die in Tabelle 4 dargestellten Frachten. Den Angaben in /3/
zufolge lag die abgeleitete Sulfatmenge aus Burghammer im Bezugsjahr 2014 bei 18.400 t,
sodass eine Bemessung der Anlagenkapazität auf 1,3 m
3
/s angesichts fallender
Sulfatkonzentration im abgeleiteten Wasser (es muss dann ein zunehmend größerer
Volumenstrom behandelt werden, um die gleiche Sulfatmenge abzutrennen) dieser Tendenz
im Sinne einer Schätzung Rechnung trägt. In den letzten Jahren war ein weiterer Rückgang
der Sulfatkonzentration festzustellen mit Werten zwischen 430 (eigene Messung,
Probenahme 14.11.2019) und ca. 500 mg/l.
Tabelle 4: Abflüsse und Frachten aus den betrachteten Grubenwasserbehandlungsanlagen
Burghammer
Plessa
Tzschelln
Abfluss m
3
/s
3,5
1,3
1,0
0,88
*Sulfatfracht
kg/s
2,0
0,75
0,64
1,43
Sulfatfracht
t/a
(63.466)
(23.573)
20.183
45.100
*Rechnung mit Konzentrationsangaben lt. Tabelle 3
Die Angaben für Burghammer wurden in Klammern gesetzt, da die Angaben zur Sulfatfracht
der Spree darauf hinweisen, dass die jährlichen Gesamteinträge aus Burghammer/Lohsa II
geringer sind als die formell berechneten.

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SULFATABTRENNUNG, KOSTENVERGLEICH -
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VITA-MIN
9
KONZEPTE UND AUSLEGUNG TECHNISCHE ANLAGEN ZUR
ELEKTROCHEMISCHEN SULFATABTRENNUNG, KOSTENVERGLEICH
9.1 BILANZDATEN UND BEHANDLUNGSWEGE
Eine wesentliche Grundlage für die Anlagenauslegung stellt die o.g. Stoffstrombilanzierung
dar. Unter der Voraussetzung, dass die Sulfatfracht der Spree zur Einhaltung der genannten
Umweltqualitätsziele um 2,16 kg/s zu reduzieren ist, würde dies z.B. bedeuten, die
Emissionen aus der WBA Tzschelln auf 0,43 kg/s zu begrenzen, was einer Reduktion des
Sulfataustrags um 1 kg/s bzw. der Sulfatkonzentration um 70% der mittleren
Jahresablaufkonzentration (Tabelle 3) auf 490 mg/l gleichkäme. Verfahrenstechnisch wäre
die Verminderung der Sulfatkonzentration im Ablauf Tzschelln auf den o.g. Wert
entsprechend bisheriger Erfahrungen (Pilotmaßstab) in einem zweistufigen Verfahren
möglich. In der ersten Stufe würden dabei basierend auf bisherigen Piloterprobungen ca.
45 % Abreicherung erreichbar sein, wobei auch das Calcium als CaCO
3
abgetrennt wird,
welches die weitere Sulfatabtrennung stört. Dieser Abtrenngrad entspricht einer
abgetrennten Sulfatmenge von 734 mg/l bzw. von 0,64 kg/s (20.286 t/a). Die zweite Stufe
müsste dann entsprechend 0,36 kg/s zur Abtrennung beitragen. Eine weitere signifikante
Erhöhung der Abtrennung an diesem Modellstandort wäre aus verfahrenstechnischen
Gründen nicht zu favorisieren, da die verbleibende elektrische Leitfähigkeit dann für die
elektrochemische Behandlung nach dem RODOSAN®-Verfahren zu niedrig wird.
Kombinationen von Elektrolyse und Elektrodialyse oder Nanofiltration wären denkbare
Optionen zur weitergehenden Absalzung, sind aber nicht erprobt und werfen zudem die
Problematik der Sekundärabfallentsorgung auf.
Erfolgt im Ablauf des Speichersystems Sulfatabtrennung (Volumenstrom von 1,30 m
3
/s) bei
50%iger Sulfatabtennung, könnten weitere ca. 0,36 kg/s Sulfat abgetrennt werden. Die zur
Zielerreichung (guter ökologischer Zustand) benötigten weiteren 0,8 kg/s Abtrennung
wären dann mittels weiterer, hier nicht zu betrachtender Maßnahmen/Anlagen zu erbringen.
Da bei Zulaufkonzentrationen <450 mg/l die Behandlung mittels RODOSAN®-Verfahren
zunehmend unwirtschaftlich wird aufgrund überproportional hoher Investitionskosten und
steigender elektrischer Verluste, wäre deshalb zu überlegen, der elektrochemischen
Behandlung eine Voranreicherung z.B. durch Nanofiltration vorzuschalten. Ein Vorversuch
mit Wasser aus dem Bernsteinsee zeigte orientierend, dass dabei durchaus eine
Verminderung der Sulfatkonzentration um ca. 40% erreichbar ist. Es ist davon auszugehen,
dass auch 50% Abtrennung erreicht werden können. Nähere Untersuchungen konnten
hierzu allerdings nicht erfolgen, da auftragsgemäß keine experimentellen Arbeiten
vorgesehen waren und diese Versuche nur Interessehalber durchgeführt wurden. Problem
bei dieser Technologie ist, dass die dabei entstehenden Mittelkonzentrate nicht wieder in die
Vorflut abgeleitet werden können. Bei einem Split von ca. 1:10 (Konzentrat zu Permeat,
Annahme) scheidet eine Entsorgung aus Kostengründen definitiv aus und damit auch die
Anwendung eines solchen Verfahrens für sich allein genommen. In einer Kombination mit
der Elektrolyse könnte dieses Mischkonzentrat allerdings weiterbehandelt werden, sodass
letztlich ein nachbehandeltes Konzentrat mit deutlich höherem Sulfat-/Salzgehalt wie das
ursprünglich eingesetzte Rohwasser erzielbar wäre, allerdings mit einem um ca. 90%
geringerem Volumenstrom, sodass dieser konzeptionellen Vorstellung folgend in diesem
Beispielfall letztlich eine Frachtminderung um 0,36 kg/s darstellbar ist. Die Elektrolyse kann

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SULFATABTRENNUNG, KOSTENVERGLEICH -
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dabei in einem erprobten Arbeitsbereich betrieben werden und sie wäre um einen Faktor ca.
5 kleiner als bei Behandlung des gesamten Teilvolumenstroms. Ein Einsatz dieses
kombinierten technologischen Ansatzes ist auf Grund des sehr hohen Scalingpotenzials für
die Wässer Typ Tzschelln und Plessa allerdings keine Option.
Für die Wasserbehandlung im Bereich Plessa wird formell ebenfalls ein technischer
Konzentrationszielwert von 450 mg/l zugrunde gelegt. Hieraus ergibt sich eine Abtrennung
von 200 mg/l oder von 0,2 kg/s.
Die Aufbereitung von Wasser aus dem Ablauf aus der WBA Tzschelln wurde bereits im
Rahmen von VODAMIN und anderer Projekte untersucht. Bei der Kostenermittlung wird auf
die dabei ermittelten Basisdaten zurückgegriffen. Der Fall „Plessa“ kann wegen der
Ähnlichkeit der hydrochemischen Daten zum Wasser im Sedlitzer See auf Grundlage eigener
Daten zur elektrochemischen Aufbereitung dieses Wassers im Pilotmaßstab behandelt
werden. Für den Fall „Burghammer“ wäre auch dies für eine Betrachtung auf Basis des
Konzentrationsmittelwertes durchführbar, für die derzeitigen Werte jedoch unzweckmäßig.
Daher wird hierfür ein Modellszenario angewendet. Ein Vorversuch weist hier auf einen
spezifischen Energieverbrauch von ca. 3 kWh/m
3
für 40% Sulfatabtrennung hin, allerdings
sind wie ausgeführt die spezifischen Investitionskosten vermutlich zu hoch.
9.2 ANLAGENKONFIGURATIONEN
Die elektrochemische Sulfatabtrennung kann sowohl ein- als auch mehrstufig ausgeführt
werden, wobei zwei Stufen nach bisherigen Erfahrungen selbst bei sehr hoher
Sulfatkonzentration (>5 g/l) im Zulaufausreichend sind, um Ablaufkonzentrationen <1000
mg/l Sulfat zu erreichen.
Wesentliche Bestandteile einer Elektrolyseanlage sind:
Die Elektrolysezellen, typische Größe 2,25 m
2
netto-Membranfläche je Zelle
Racks zur Aufnahme der Zellen, im Regelfall ca. 100 – 150 Zellen je Rack
Gleichrichteranlage für jedes Rack mit ca. 1.500 V Ausgangsspannung bei ca. 500 A
Gleichstromleistung
Speisepumpen Katholyt 4-6 Stck. je Rack mit je ca. 10 – 15 m
3
/h Förderleistung
dgl. Förderpumpen Anolyt
Anolyttanks (1 je Rack) je 10 m
3
Regenerationsstation mit 3 m
3
-Vorlagetank, 1 je Rack einschl. Pumpe
Sedimentationsbecken ca. 10.000 m
3
(optional)
Wasserstoff, CO
2
– und NH
3
- Logistik
Eindampfanlage für Ammoniumsulfat
Sensorik (Volumenstromzähler, elektrische Leitfähigkeit, Füllstände, Überwachung
Gaskozentrationen)
Prozesssteuerung/ Prozessleitsystem
Analysenlabor (IC, Titratoren, GC-System (Gasanalytik))
Gebäude,
Freiflächen
und
Zuwegungen
(ebenso
wie
Planungs-
und
Genehmigungskosten nicht in Kostenbewertung enthalten
Ein Elektrolyserack ist in Abbildung 2 dargestellt.

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SULFATABTRENNUNG, KOSTENVERGLEICH -
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VITA-MIN
Für die Mikrofiltrationsanlage können die Kosten derzeit nur grob geschätzt werden.
Auf Basis der Bilanzdaten in den Tabellen 3 und 4 sowie der ermittelten Abtrennleistungen
kann unter Verwendung der experimenteller Werte für die spezifischen Durchsätze die
Anzahl der jeweils benötigten Anzahl der Zellen, Racks, Pumpen und Gleichrichter etc.
ermittelt werden. Die entsprechenden Daten sind in Tabelle 5 zusammengestellt.
Tabelle 5: Auslegungsdaten für Elektrolyseanlagen
Fall
v’
A
(m
3
/m
2
*h
v‘
(m
3
/h)
N
Zellen
N
Rack
N
Gleich-
richter
N
Pumpe
Katholyt
N
Pumpen
Anolyt
Tzschelln 1
0,22
3.170
6.340
43
43
258
43
Tzschelln 2
0,30
3.170
4.700
32
32
192
32
Burghammer
0,35
4.680
6.000
40
40
240
40
Burghammer
kombi
0,30
940
1.380
10
10
60
10
Plessa
0,35
3.600
4.620
31
31
186
31
V’
A
-flächenspezifischer Durchsatz je Stunde
Mit Tzschelln 1 wird auch im Folgenden die einstufige Abtrennung von Sulfat (45%)
bezeichnet. Tzschelln 2 kennzeichnet die zweite Stufe. Bei zweistufiger Abtrennung sind die
Ausrüstungen beider Stufen zu addieren. Stufe 2 für sich allein würde einer ca. 35%igen
Sulfatabtrennung entsprechen. Unter der Bezeichnung „Burghammer kombi“ ist die
erwähnte Kombination aus Nanofiltration und elektrochemischer Sulfatabtrennung zu
verstehen.
Die Abschätzungen zur Größe, den Investitions- und Betriebskosten der Eindampfanlage
erfolgte auf Basis einer Modellierung mittels des Programms Aspen™ für mehrere
Modellszenarien (Wassertypen, Anreicherung Ammoniumsulfat (thermisch) zu 37/70%-igem
Konzentrat. Für die Eindampfanlage ergeben sich auf dieser Basis Investitionskosten
zwischen 1 und 2 Mio. €. Die Betriebskosten werden lt. Berechnung durch die Energiekosten
dominiert (Kostenanteil ca. 60%), während der Faktor Abschreibung zu ca. 30% zu diesen
Kosten beiträgt. Die Eindampfanlage wird mit Erdgas (Methan) beheizt.
Auf Basis dieser Daten erfolgt im Weiteren die Ermittlung der kalkulatorischen
Abschreibungen für die Investitionsgüter. Als Abschreibungsdauer für Zellen, Racks und
Gleichrichter wurden 20 Jahre angesetzt, für Pumpen und Sensorik 5 Jahre.
9.3 ENERGIEKOSTEN
Die Energiekosten sind nach den Abschreibungen auf Investitionen die zweite maßgebliche
Kostenkomponente bei elektrochemischen Verfahren. Die elektrische Leistung eines
Elektrolyseurs wird durch die beiden Parameter Elektrolysestrom und Zellspannung
bestimmt. Der Elektrolysestrom ist durch den in der Zeiteinheit zu erreichenden
elektrochemischen Umsatz und damit durch das Faraday’sche Gesetz determiniert sowie
durch die Stromausbeute, d.h. durch den Teil des aufgewendeten Elektrolysestroms am

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Gesamtstrom, der zur Bildung des Zielproduktes beiträgt. Bei der elektrochemischen
Sulfatabtrennung liegt die Stromausbeute typischerweise im Bereich von 50 – 80 % und ist
u.a. vom Sulfatumsatz abhängig. Die aufzuwendende mindest-Zellspannung ist
thermodynamisch durch die Gleichgewichtselektrodenpotenziale bestimmt. In der Praxis
treten aber sog. Überspannungen auf, die zu höheren Zellspannungen führen. Von
besonderer Bedeutung bei der Elektrolyse in relativ stark verdünnten Elektrolytlösungen,
wie sie Bergbauwässer typischerweise darstellen, ist jedoch der Ohm’sche Widerstand im
Kathodenraum der Zelle. Dieser steigt während der Behandlung an, da ja Ladungsträger aus
dem System „entnommen“ werden, was sich praktisch als Teilentsalzung darstellt.
Abbildung 9 veranschaulicht exemplarisch den Zusammenhang zwischen Sulfatabtrennung
und spezifischem Energieverbrauch.
Abbildung 9: Spezifischer Energieverbrauch in Abhängigkeit von der Sulfatabtrennung
Mit Steigerung der Sulfatabtrennung von 35 (I= 150 A) auf 45 % kam es nahezu zu einer
Verdopplung des spezifischen Energieverbrauchs. Es ist deshalb nicht möglich, einen
pauschalen Wert für den Energieverbrauch der elektrochemischen Sulfatabtrennung
anzugeben. Diese Werte können immer nur spezifisch für einen konkreten Anwendungsfall
mit definierter Abtrennung benannt bzw. ermittelt werden.
Optimierungen des Energieverbrauchs sind ständiger Gegenstand der Weiterentwicklung
elektrochemischer Verfahren. Nebst dem Energieverbrauch erlangen daher die Kosten des
Elektroenergiebezugs zentrale Bedeutung. Die nachfolgende Graphik gibt einen Überblick
über die Gestehungskosten von Elektroenergie in Deutschland im Jahr 2018 /35/. Demnach
sind die mit Abstand preiswertesten Versorgungsquellen derzeit Photovoltaik-Großanlagen,
On-shore-Windkraft und Braunkohleverstromung sowie- in der Graphik nicht enthalten-
Kernenergie. Entsprechend kann bei Energieversorgung einer Elektrolyse auf Basis großer
Photovoltaikanlagen oder eines Windparks mit Stromkosten im Bereich von 38 – 62 €/MWh
gerechnet werden. Für eine Stromversorgung auf Basis von Braunkohleverstromung
ergeben sich zwar teils niedrigere Kosten, jedoch wird dies durch Netzentgelte, Stromsteuer
und andere Abgaben überkompensiert. Der Preis für die Energieversorgung aus dem EVU-
R² = 0,9639
0,00
0,50
1,00
1,50
2,00
2,50
0,00
50,00
100,00
150,00
200,00
250,00
300,00
Espez-M (kWh/Mol)
I (A)
Espez-M Block 1
Espez-M Block 2
Poly. (Espez-M Block 2)

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Netz dürfte bei daher eher bei ca. 140 €/MWh anzusiedeln sein. Frühere Richtpreisangebote
beliefen sich auf 70 €/MWh. Ein Bezug zu Gestehungskosten dürfte nur dann realisierbar
sein, wenn die Erzzeugungsanlage am Ort des Verbrauchs installiert wird. Für Photovoltaik
scheint dies relativ unproblematisch lösbar. Allerdings besteht in diesem Fall der Nachteil
einer diskontinuierlichen Stromlieferung. In Kombination mit Windkraft lässt sich dies
abmildern, aber nicht gänzlich vermeiden. Daher wird es auch künftig nötig sein, den
Elektroenergiebedarf teilweise aus dem EVU-Netz zu decken. Bedingt durch Fehlanreize bei
der Förderung erneuerbarer Energien kommt es in Deutschland inzwischen häufiger zu
Situationen, in denen es für den aus regenerativen Quellen eingespeisten Strom keine
Verwendung gibt, sodass an den Stromhandelsbörsen negative Strompreise resultieren
/36/. Diese treten temporär an etwa 10% der Tage eines Jahres für insgesamt ca. 200 h
auf. Solche Erzeugungsspitzen ließen sich mit elektrochemischen Anlagen zur
Wasserbehandlung abfangen, wobei als Begleitprodukt der Wasserbehandlung immer auch
erhebliche Mengen an Wasserstoff (Sekundärenergieträger) erzeugt werden. Die
Elektrolyseanlagen sind so konstruiert, dass sie zeitweilig prinzipiell auch über ihrer
Auslegungsgrenze für die Sulfatabtrennung hinweg zur Wasserstofferzeugung und
Verwertung
von
Erzeugungsspitzen
genutzt
werden
können.
Ein
geschicktes
Bezugsmanagement kann daher wesentlich zur Energiekostenoptimierung beitragen. Allein
die Phasen negativer Preise entsprechen einem Einsparpotenzial von jährlich ca. 3% der
Energiekosten.
Die Kosten für Methan zur Beheizung der Eindampfanlage für Ammoniumsulfat wurden mit
15,60 €/MWh angesetzt /37/.
Abbildung 10: Stromgestehungskosten in Deutschland 2018

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Für die Elektroenergieversorgung einer elektrochemischen Sulfatabtrennung wurden drei
Szenarien aufgestellt, die in Tabelle 6 zusammengefasst sind. Auf Basis dieser Daten
erfolgte die Kalkulation der Energiekosten.
Tabelle 6: Kostenszenarien Energiekosten
Szenario
Beschreibung
Energiekosten
€/MWh
1
Photovoltaik-Großanlage, Eigenerzeugung
40,00
2
Mix
aus
Photovoltaik
und
Windkraft
(Eigenerzeugung)
60,00
3
Strombezug EVU incl. Abgaben
140,00
4
Mix 80% Eigenerzeugung / 20% EVU
76,00
Szenario 4 hat den Vorteil, dass die Anlage weitestgehend kontinuierlich bei maximaler
Nutzung regenerativer Quellen auf diese Art betrieben werden kann. Je nach
wasserwirtschaftlichen Erfordernissen kann eine Anlage auch intermittierend bzw. zeitweilig
im Teillastbetrieb gefahren werden, sodass die Szenarien 1 und vor allem 2 durchaus ihre
Berechtigung haben. Ganz allgemein lässt sich Wasser nach wie vor um ein Vielfaches
preisgünstiger zwischenspeichern als Elektroenergie, sodass Überlegungen hinsichtlich
intermittierender Betrieb mit Nutzung von Lastspitzen durchaus eine Berechtigung haben.
9.4 KOSTEN FÜR VERBRAUCHSMATERIAL
Zwar werden unmittelbar für die Wasserbehandlung im RODOSAN®-Verfahren keine Stoffe
benötigt, da das regierende Agens das Elektron (der elektrische Strom) ist. Zur Absättigung
der im Prozess erzeugten verdünnten Schwefelsäure bzw. zu deren Konvertierung zu
Ammoniumsulfat wird jedoch in stöchiometrischem Verhältnis gemäß
H
2
SO
4
+ 2 NH
4
OH
(NH
4
)
2
SO
4
+ 2 H
2
OH
Ammoniak bzw. Ammoniakwasser benötigt. Der Preis für Ammoniakwasser (25%) kann mit
155,00 €/t (Angebot) veranschlagt werden.
Für die Regeneration der Zellen wird HCl benötigt, die dabei teilweise verbraucht wird und
die nach mehrmaliger Verwendung schließlich entsorgt werden muss. Je Spülvorgang und
Zelle werden ca. 7,5 l HCl benötigt, die dabei zu ca. 3% umgesetzt wird. Daraus ergibt sich
eine Menge von ca. 50 l 31%iger (9,8 Mol/l) HCl, die jährlich je Zelle benötigt wird. Eine ca.
20% größere Menge muss entsorgt werden. Die Kosten der o.g. HCl liegen bei 290,00 €/t
(Angebot), die der Entsorgung bei ca. 200,00 €/t.
Weiterhin ist es erforderlich, die Ionenaustauschermembranen in den Zellen regelmäßig in
ca. zweijährigem Turnus zu erneuern. Dafür fallen Kosten in Höhe von etwa 400,00 € je
Zelle zzgl. Dichtungsmaterial an.
Weitere Kosten für andere Verbrauchsmaterialien, u.a. Analytikbedarf und Hilfsmittel
können nur geschätzt werden und mit einem Pauschalbetrag von 50.000,00 €/a und Anlage
in Ansatz gebracht. Kosten für eine Beheizung des Objektes werden nicht veranschlagt, weil
hierfür die Abwärme der Gleichrichter genutzt werden kann.

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- 9 KONZEPTE UND AUSLEGUNG TECHNISCHE ANLAGEN ZUR ELEKTROCHEMISCHEN
SULFATABTRENNUNG, KOSTENVERGLEICH -
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VITA-MIN
9.5 PERSONALKOSTEN
Technische Elektrolyseanlagen erfordern wie andere Großanlagen der chemischen Industrie
nur einen vergleichsweise geringen spezifischen Personaleinsatz. Bei der Abschätzung der
Personalkosten wurde davon ausgegangen, dass eine solche Anlage im Dreischichtbetrieb
bei rollender Woche von vier Beschäftigten/Schicht betrieben wird. Zum Ausgleich von
Wochenenden, Urlaub und sonstigen Ausfallzeiten wird aber vom 1,5-Fachen des nominellen
Personalbedarfs ausgegangen. Somit werden ca. 6 Mitarbeiter je Schicht benötigt,
insgesamt also 18. Weiterhin wird für die Betreuung von Nebenprozessen und der Logistik
sowie für den Anlagenunterhalt ebenfalls Personal benötigt. Hierfür wird eine Zahl von 8
Mitarbeitern in Ansatz gebracht. Zzgl. Leitung beläuft sich das Personal auf ca. 27
Mitarbeiter. Für die kalkulatorischen Lohnkosten wird ein Betrag von 50.000,00 €/a und
Beschäftigtem angenommen.
9.6 SONSTIGE KOSTEN
Sofern für die Behandlung des Wassers aus Burghammer eine Nanofiltration zum Einsatz
gelangt, können die Kosten für eine solche Anlage derzeit nur grob geschätzt werden. Eine
lineare Abschätzung basierend auf Daten aus anderen Projekten des AN führt zu
Investitionskosten in der Größenordnung von ca. 10 - 20 Mio. €. Mit einem energetischen
Aufwand von ca. 1-2 kWh/m
3
ist zu rechnen.
9.7 ERLÖSE
Im Gegensatz zu allen anderen bekannten Verfahren zur Sulfatabtrennung aus
Bergbauwässern lassen sich nach dem RODOSAN®-Verfahren Stoffe gewinnen, die
wirtschaftlich verwertet werden können, wobei sich Erlöse erzielen lassen. Bezüglich der
Menge am bedeutendsten ist dabei die Erzeugung von Ammoniumsulfat („schwefelsaures
Ammoniak“). Für diesen Dünger konnten Marktpreise von etwa 220,00 €/t recherchiert
werden /38/.
Weiteres Nebenprodukt der elektrochemischen Sulfatabtrennung ist der Wasserstoff, der in
der Reaktion an der Kathode entsteht. Der Tankstellenpreis für Wasserstoff liegt bei ca.
9,50 €/kg /39/, die Kosten bei konventioneller Erzeugung aus Erdgas über Gasreforming bei
etwa 2,50 €/kg. Kann der Wasserstoff an Ort und Stelle vermarktet werden, sind Erlöse
>2,50 €/kg möglich. Daher werden 3,00 €/kg in Ansatz gebracht. 1 kg Wasserstoff
entspricht 11,90 Nm
3
.
Als weiterer Erlösfaktor ist CO
2
in Betracht zu ziehen. CO
2
wird im Verfahren zur pH-
Werteinstellung benötigt, um überschüssige Alkalinität abzupuffern und so einen Ablauf-pH-
Wert <8,5 zu gewährleisten. Nach den jüngsten Beschlüssen der Bundesregierung kann
künftig mit einem CO
2
-Zertifikatepreis von 40,00 €/t gerechnet werden.

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- 10 GESAMTKOSTENBILANZ ELEKTROCHEMISCHE WASSERBEHANDLUNG -
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10 GESAMTKOSTENBILANZ ELEKTROCHEMISCHE
WASSERBEHANDLUNG
Aufgrund der in den vorausgehenden Abschnitten 9.1 – 9.7 erörterten Zusammenhänge und
der dort aufgeführten Daten wurden die Behandlungskosten für mehrere Szenarien nach
derzeitigem Kenntnisstand berechnet bzw. abgeschätzt, wobei dieser Kenntnisstand in
Bezug auf die etwaige Einbindung einer Nanofiltration und im Hinblick auf die
Aufkonzentrierung von Ammoniumsulfat (AMS) zu Handelsdünger durchaus erhebliche
Unsicherheiten beinhalten kann. Letzteres ist vor allem auf Preisschwankungen bei Methan
zum Beheizen der Eindampfanlage zurückzuführen (berechnete Spannweite ca. 0,10 – 0,28
€/m
3
behandeltes Wasser). Diese Kosten sind in Tabelle 7 berücksichtigt (Mittelwert).
Szenario 1 geht von einem Energiemix mit 20% Anteil Energiebezug aus dem EVU-Netz-aus
und ist in diesem Kontext als Hochpreisszenario anzusehen. Szenario 2 geht davon aus,
dass die Versorgung auf Basis großflächiger Photovoltaik erfolgt und das ansonsten gezielt
Zeiträume mit minimalen Stromkosten im EVU-Netz für die Versorgung genutzt werden
können. Szenario 3 gleicht Szenario 1 bezgl. Energiemix, jedoch wurde hier angenommen,
dass die Sulfatabtrennung um jeweils 10% zurückgenommen werden kann, was sich
unmittelbar positiv auf die Energie- und Materialkosten auswirkt, allerdings auch die Erlöse
vermindert. Die wichtigsten Daten aus den Szenarien sind den folgenden Tabellen 7 – 9 und
den Abbildungen 11 – 13 zu entnehmen.
Tabelle 7: Kostenszenario 1
Afa
Energie
Material
Personal Erlöse
gesamt
Kosten in €/m
3
Tzschelln1
0,12
0,76
0,32
0,04
0,42
0,82
Tzschelln2
0,09
0,23
0,17
0,03
0,15
0,37
Tzschelln ges.
0,21
0,99
0,49
0,07
0,57
1,19
Burghammer
0,07
0,37
0,15
0,03
0,13
0,49
Burghammer
kombi
0,05
0,28
0,06
0,02
0,13
0,28
Plessa
0,08
0,27
0,17
0,03
0,18
0,37
Wie der Tabelle entnommen werden kann, erfordert die Behandlung des Wassers der WBA
Tzschelln mit Abstand mit 0,82 €/m
3
den höchsten Aufwand bei einstufiger Behandlung mit
ca. 45% Sulfatabtrennung. Eine zweite Stufe wäre mit Kosten von 0,37 €/m
3
zu
veranschlagen, sodass hierdurch Gesamtkosten von 1,19 €/m
3
resultieren würden (70%
Sulfatabtrennung gesamt). Die Kosten für die Behandlung des Wassers aus Burghammer
nur mittels Elektrolyse würden mit Kosten von 0,49 €/m
3
deutlich höher liegen als bei
kombinierter Behandlung mittels Nanofiltration und nachfolgender elektrochemischer
Behandlung des wesentlich kleineren Konzentratstroms (0,28 €/m
3
).
Die Behandlung des Wassers am Standort Plessa wäre von den drei untersuchten Varianten
mit dem geringsten Kostenaufwand zu erreichen. Die Auswertung zeigt, dass die Energie-

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- 10 GESAMTKOSTENBILANZ ELEKTROCHEMISCHE WASSERBEHANDLUNG -
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VITA-MIN
und Materialkosten die Aufbereitungskosten dominieren. Deshalb stellt die weitere
Optimierung von Verfahren und Energieversorgung ein zentrales Kriterium für die
Wirtschaftlichkeit des Prozesses dar. Die erzielbaren Erlöse können dabei den Material- und
Personalkostenaufwand decken. Die obigen Ausführungen gelten analog auch für die
anderen Szenarien.
Abbildung 11: Darstellung der Kostenbilanz Szenario 1
Die entsprechenden Daten für das Szenario 2 können Tabelle 8 entnommen werden.
Tabelle 8: Kostenszenario 2
Afa
Energie
Material Personal
Erlöse
gesamt
Kosten in €/m
3
Tzschelln1
0,12
0,44
0,32
0,04
0,45
0,47
Tzschelln2
0,09
0,16
0,17
0,03
0,25
0,20
Tzsschelln ges.
0,21
0,60
0,49
0,07
0,70
0,67
Burhammer
0,07
0,23
0,15
0,03
0,13
0,35
Burghammer
kombi
0,05
0,16
0,06
0,02
0,13
0,16
Plessa
0,08
0,20
0,17
0,03
0,18
0,30
Die Kostenreduktion bei diesem Szenario ist allein durch die niedriger angesetzten
Energiekosten bedingt. Dies führt zu einer Kostendifferenz von 0,35 €/m
3
für die
Behandlung von Tzschellner Wasser in der ersten Behandlungsstufe oder um 45%. Die
anderen hier betrachteten Fälle verhalten sich analog.
Die Anwendung des dritten Szenarios würde ebenfalls eine spürbare Kostenabsenkung
bewirken können. Da weniger Sulfat abgetrennt werden muss, sinken sowohl die Energie-
als auch die Materialkosten. Da durch die geringere Produktion von AMS und H
2
auch die
Erlöse zurückgehen, fällt die Kostenreduktion letztlich weniger groß aus. Für Tzschelln
würden die Kosten gegenüber Szenario 1 in Stufe 1 um 0,10 €/m
3
sinken, in Stufe 2 um
-0,60
-0,40
-0,20
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
1,20
Kosten (€/m3)
Afa
Energie
Material
Personal
Erlöse
gesamt

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- 10 GESAMTKOSTENBILANZ ELEKTROCHEMISCHE WASSERBEHANDLUNG -
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0,06 €/m
3
. Für Burghammer erreicht die berechnete Kosteminderung 0,09 €/m
3
, im Falle
Plessa blieben die Kosten infolge erheblich geringerer Erlöse, vor allem für Wasserstoff, in
etwa gleich.
Tabelle 9: Szenario 3
Afa
Energie
Material Personal
Erlöse
gesamt
Kosten in € / m
3
Tzschelln1
0,12
0,63
0,30
0,04
0,37
0,72
Tzschelln2
0,09
0,20
0,19
0,03
0,20
0,31
Tzschelln ges.
0,21
0,83
0,49
0,07
0,57
1,03
Burghammer
0,07
0,26
0,14
0,03
0,10
0,40
Burghammer
kombi
0,05
0,24
0,05
0,02
0,08
0,28
Plessa
0,08
0,24
0,14
0,03
0,11
0,38
Abbildung 12: Darstellung Kosten Szenario 2
-0,60
-0,40
-0,20
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
Kosten (€/m3)
Afa
Energie
Material
Personal
Erlöse
gesamt

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- 10 GESAMTKOSTENBILANZ ELEKTROCHEMISCHE WASSERBEHANDLUNG -
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VITA-MIN
Abbildung 13: Darstellung Kosten Szenario 3
Auftragsgemäß sollten auch die täglichen Betriebskosten und die Herstellungskosten des
AMS-Düngers ermittelt werden. Die täglichen Betriebskosten ergeben sich durch
Multiplikation der spezifischen Kosten gemäß Tabelle 7 - 9 mit dem Anlagendurchsatz. Die
Kosten für die Erzeugung von AMS wurden durch Division der erzeugten Jahresmengen
durch den umgesetzten Volumenstrom ermittelt. Datenbasis bildete hierbei das Szenario 1.
Tabelle 10: Tägliche Betriebskosten und Erzeugungskosten für AMS
Jahresdurchsatz
m
3
spezifische
Kosten
€/m
3
Kosten
€/d
AMS-
Erzeugung
t/a
Herstellung
AMS €/t
Tzschelln1
27.751.680
0,82
62.346
28.018
812,00
Tzschelln2
27.751.680
0,42
31.933
10.273
1.135,00
Tzschelln
ges.
27.751.680
1,24
94.280
38.292
900,00
Burghammer
40.996.800
0,49
38.152
12.978
1.073,00
Burghammer
kombi
40.996.800
0,28
31.450
9.945
1.154,00
Plessa
31.536.000
0,37
31.970
13.999
833,00
Die täglichen Betriebskosten der elektrochemischen Sulfatabtrennung würden demnach 32
– 62 T€/d liegen, im zweistufigen Verfahren für Tzschelln bei rund 94 T€/d. Die
Herstellungskosten für AMS-Konzentrat erreichen Werte von ca. 800 – 1.150,00 €/t je nach
Anwendungsfall. Dies entspricht dem ca. 4 – ca. 6 –Fachen des üblichen Marktpreises.
Allerdings ist diese Betrachtung von relativ geringem Interesse, denn es handelt sich
erstens hierbei per se nicht um ein Verfahren zur Düngemittelherstellung und zweitens
würde eine Entsorgung der verdünnten Schwefelsäure nicht nur zum Wegfall von etwa 50%
der Erlöse führen, sondern auch zusätzliche Entsorgungskosten in der Höhe der
weggefallenen Erlöse verursachen. Dies hätte Kostensteigerungen um ca. 0,30 €/m
3
zur
Folge.
-0,60
-0,40
-0,20
0,00
0,20
0,40
0,60
0,80
1,00
1,20
Kosten (€/m3)
Afa
Energie
Material
Personal
Erlöse
gesamt

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- 11 WASSERBEHANDLUNG DURCH NANOFILTRATION -
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VITA-MIN
11 WASSERBEHANDLUNG DURCH NANOFILTRATION
11.1 VERFAHRENSBESCHREIBUNG UND MATERIALIEN
Im Allgemeinen Sprachgebrauch werden vier Membranverfahren im Bereich der Flüssig-
Flüssig-Trennung unterschieden. Das sind die Mikrofiltration (MF), die Ultrafiltration (UF),
die Nanofiltration (NF) und die Umkehrosmose (RO). Sie unterscheiden sich hauptsächlich in
der Fähigkeit zum Rückhalt für bestimmte Inhaltsstoffe. Die Triebkraft für diese
Membranverfahren stellt immer der Druck (Differenzdruck über der Membran) dar. Die
nachfolgend beschriebenen Verfahren trennen einen Feedvolumenstrom jeweils in einen
Permeat- und einen Retentatvolumenstrom (auch Filtrat und Konzentrat genannt) auf. In
Abhängigkeit des Verbleibs der Zielkomponente muss man sich mit der Entsorgung bzw.
Wiederverwendung der übrigen Phase beschäftigen.
Die MF ist ein Prozess, bei dem idealerweise nur Schwebstoffe, also ungelöste Partikel
abgetrennt werden. Gelöste Substanzen, z.B. Proteine können die Membran frei passieren.
Die UF ist ein Prozess, bei dem neben den partikulären Inhaltsstoffen auch hochmolekulare
Stoffe, wie z.B. Proteine abgetrennt werden. Es werden keine Rückhalte für z.B. Mono- und
Disacchariden, Salze, Aminosäuren, organische Stoffe, anorganische Säuren oder
Natriumhydroxid erzielt. Die MF als auch die UF verwenden poröse Membranen.
Die NF ist ebenfalls ein druckbetriebenes Membranverfahren. Sie ordnet sich zwischen der
RO und der UF ein. Je nach Definition wird die Trenngrenze der NF daher im Bereich
zwischen 200 g/mol und 1000 g/mol angegeben (Porengröße < 1 nm). Sie besitzt eine sehr
gute Ionenselektivität. /40/
Die RO verwendet dichte Membranen im Bereich der Flüssig/Flüssig-Trennung.
Wassermoleküle passieren im Wesentlichen als einzige die Membran, während gelöstes und
suspendiertes Material zurückgehalten wird. Die RO kann auch einwertige Ionen
zurückhalten. Im Vergleich verwendet die NF dichte polymere oder poröse keramische
Membranen und dient dem Rückhalt von mehrwertigen Ionen, wie z.B. Sulfat oder
Phosphat. Die NF hält darüber hinaus auch ungeladene, gelöste Stoffe und positiv geladene
Ionen gemäß der Größe und Form des betreffenden Moleküls zurück. Auch ist ein Rückhalt
für einwertige Ionen, wie z.B. Natrium und Chlorid je nach Konzentration im Bereich von 0 –
50 % möglich. /41/ Typische Verfahrensdrücke liegen im Bereich von 5 bis 35 bar
(keramische Membranen).
Materialen
Membranmaterialen können in einem ersten Ansatz bezüglich Ihrer Herkunft und des
eingesetzten Werkstoffes unterschieden werden (siehe Abbildung 14). Generell werden
technische Membranen entweder aus polymeren (organischen) oder keramischen
(anorganischen) Materialen hergestellt. Die Materialauswahl bedingt einige essentielle
Eigenschaften der einzusetzenden Membranen. Erster wichtiger Punkt an dieser Stelle ist,
dass es keine dichten keramischen Membranen im Bereich der Flüssigfiltration gibt. Es
handelt sich immer um poröse Membranen.

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- 11 WASSERBEHANDLUNG DURCH NANOFILTRATION -
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VITA-MIN
In einem weiteren Ansatz werden Membranen in symmetrische bzw. asymmetrische Typen
unterteilt (siehe Abbildung 15). Der asymmetrische Typ lässt sich weiter in den Integralen
bzw. der Komposit-Typ unterteilen. Der Integrale-Typ als organisches Membranmaterial ist
zumeist aus Celluloseacetat (CA), Polysulfon (PSO)/ Polyethersulfon (PES) oder
Polyvinylidendifluorid (PVDF) aufgebaut.
Abbildung 14: Klassifizierung von Membranen in Bezug auf das Membranmaterial nach
Medved /42/
Abbildung 15: Klassifizierung von Membranen hinsichtlich ihres Aufbaus nach Lerch /43/
(modifiziert)

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- 11 WASSERBEHANDLUNG DURCH NANOFILTRATION -
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VITA-MIN
Celluloseacetat (CA) wird eingesetzt für RO-, NF- und UF-Anwendungen. Das Material hat
eine Reihe von Einschränkungen (pH-Wert und Temperatur). Der Hauptvorteil von CA ist
der geringe Preis und die Tatsache, dass es weniger anfällig für Verschmutzung (hydrophil)
ist. Ein Nachteil von CA ist, dass es mikrobiologisch angreifbar ist. Polysulfon (PSO)/
Polyethersulfon (PES), wird für UF- und MF-Membranen verwendet (Haupteinsatz im Bereich
Lebensmittel- und Milchanwendungen). PSO und PES werden auch als Trägersubstrate für
NF- und RO-Membranen verwendet. Der Hauptvorteil liegt in der Temperatur- und pH-
Beständigkeit. PSO-Membranen sind bei Anwesenheit von Ölen, Fetten und polaren
Lösungsmittel nicht zu verwenden. Polyvinylidendifluorid (PVDF) wird selten eingesetzt und
ist schwierig zu verarbeiten. Das Material zeigt eine gute Beständigkeit gegen
Kohlenwasserstoffe und oxidierende Umgebungen /44/.
Polymere Komposit-Membranen werden häufig unter dem Begriff „Dünnschicht-Verbund-
membranen“ geführt. Dieser Membrantyp ermöglicht einen relativ hohen Permeatfluss bei
guten Salzrückhalten (bei RO). Polymere Membranen verfügen meist über gute Temperatur-
und pH-Wert-Eigenschaften. Verbundmembranen werden in zwei- und dreilagiger
Ausführung hergestellt. Die genaue Zusammensetzung ist üblicherweise urheberrechtlich
geschützt (meist Mix aus Cellulosetriacetat und Celluloseacetat im Bereich RO). Im
Allgemeinen wird eine PSO-Membran als Träger für die eigentliche dünne trennaktive
Schicht, welche in situ aufpolymerisiert wird, verwendet (siehe Abbildung 16). Das Drei-
schichtdesign hat zwei Dünnschichtmembranen auf der Oberseite der PSO-Stützmembran.
In diesem Bereich der Membranentwicklung sind weitere, den Einsatzzweck angepasste
Membran entwickelt worden. Hierbei kommen unterschiedlichste Materialien zum Einsatz.
Generell können die heute verfügbaren Polymermembranen den Bereich der MF bis zur RO
abdecken.
Bisher wurden hauptsächlich polymerbasierte Membranen (organische) betrachtet. Auch bei
den anorganischen Membranen gibt es einige Unterscheidungen, so wird zwischen
oxidischen und nicht-oxidischen Materialen unterschieden. Das klassische Material der
nichtoxidischen Membranen ist Siliciumcarbid (SiC). Es gilt als sehr säure- den als
laugenstabil. Bisher sind nur MF-Membranen auf dieser Materialbasis am Markt bekannt
(Porengröße ≥ 70 nm, (siehe Abbildung 16).
Bei den oxidischen Membranmaterialien kommen hauptsächlich Aluminiumoxid (Al
2
O
3
),
Zirkonoxid (ZrO
2
) und Titanoxid (TiO
2
) zum Einsatz. Als Basis für die „Stützmembran“, man
spricht bei anorganischen Membranen an dieser Stelle vom Support, kommt üblicherweise
Aluminiumoxid oder Titanoxid zum Einsatz. Anorganische Membranen stellen immer ein
Mehrschichtsystem dar. Im Bereich der MF sind Intergrale-Membrantypen herstellbar.
Hochreines Aluminiumoxid als auch Titanoxid gelten generell als säure- und laugenstabil.
Mit abnehmender Reinheit sinkt die Beständigkeit. Die Reinheit, der am Markt verfügbaren
und verwendeten Membranmaterialien, ist nicht immer zu erkennen.

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- 11 WASSERBEHANDLUNG DURCH NANOFILTRATION -
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VITA-MIN
Abbildung 16: (li.) Mehrschichtaufbau einer asymmetrischen Membran integralen Typs auf
Basis von SiC (Quelle: LiqTech /45/), (re.) Übersichtsdarstellung einer asymmetrischen
Kompositmembran – PES/PVDF-Membran (UF) /46/
Allgemein sind anorganische Membranen im Vergleich zu ihren organischen Vertretern in
einem weiteren Bereich chemisch, mechanisch und thermisch stabiler. Aufgrund ihrer
höheren Festigkeit haben keramische Membranen eine bis zu 10fach höheren spezifischen
Permeatfluss im Vergleich zu asymmetrischen Polymermembranen. Des Weiteren sind sie
einfacher rückspülbar.
Keramische Membranelemente sind bis in den Bereich von feinen UF-Membranen am Markt
verfügbar (Porengrößen > 1 nm). Im Bereich der NF finden sich nur die nach Fraunhofer
IKTS Know-how hergestellten Membranen mit einem Porendurchmesser von < 1 nm und
einem entsprechenden MWCO von weniger als 1000 Da.
11.2 MODULBAUFORMEN UND GEOMETRIEN
Für den Aufbau eines bestimmten Modultyps werden tubulare oder Flachmembranen in ent-
sprechenden Gehäusen verwendet. Generell kann man daher vier Haupttypen von Modulen
unterscheiden. Es gibt Platten-, Rohr-, Spiralwickel- und Hohlfasermodule.
Das in der Industrie beliebteste Moduldesign für Nanofiltrations- oder Umkehrosmose-
membranen ist das Spiralwickelmodul (siehe Abbildung 17, auch Wickelmodul genannt).
Dieses Modul verwendet eine Flachmembran, die um ein perforiertes Permeatsammelrohr
gewickelt ist. Die Spiralwickelmodule nehmen einen gesonderten Platz ein, da sie aufgrund
ihres besonderen Aufbaues auch Sekundärströmungen zur Kontrolle von Deckschichten
und/oder
Konzentrationspolarisationseffekten
ermöglichen.
Die
aufgewickelte
Flachmembran wird hierbei mittels eines sogenannten Spacers auf Abstand gehalten. Die
Spacergeometrie ist maßgeblich für das Filtrationsverhalten bei unterschiedlichen SDI-
Werten (Silt Density Index) verantwortlich. Der Spacer bzw. die „Taschen“ des
Spacermaterials erzeugen beim Anströmen Sekundärströmungen/-Wirbel. Die Nachteile des
Spiralwickelmoduls liegen in der schlechten Reinigungsmöglichkeit, diese Bauform ist nicht
rückspülbar und schwer mechanisch zu reinigen.

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- 11 WASSERBEHANDLUNG DURCH NANOFILTRATION -
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VITA-MIN
Abbildung 17: Aufbau eines Spiralwickelmoduls nach Singh /47/
Hohlfasermodule bestehen aus gebündelten einzelnen Hohlfasern, welche in einem
Druckrohr eingeklebt werden. Die Feedlösung kann lumen- als auch shellseitig eingebracht
werden. Die unterschiedlichen Modulbauformen sind in Abhängigkeit der offenen Weglängen
bzw. in Abhängigkeit der Kanalinnendurchmesser stark unterschiedlich für z.B. partikuläre
Feedlösungen einsetzbar. Spiralwickelmodule sind idealer Weise gar nicht für partikuläre
System/ Suspensionen einzusetzen.
Abbildung 18: Flexibles Hohlfasermodule der Fa. CUT Membrane Technology für MF/UF-
Anwendungen /48/
Für die beschriebenen Modulbauformen kann zusammengefasst werden, dass sich die
Spiralwickel- und Hohlfasermodule hinsichtlich der Packungsdichte von den beiden anderen
Modulbauformen
positiv
absetzen.
Hinsichtlich
des
Energieeinsatzes
(Erzeugung
Feedvolumenstrom, Überwindung der Druckverluste) benötigt das tubulare Moduldesign die
meiste Energie, bietet zusammen mit dem Spiralwickel jedoch das beste Fluidmanagment.
Hohlfasermodule und tubulare Module sind in der Regel rückspülbar und bieten darüber
hinaus eine gute Reinigbarkeit. Platten- und tubulare Module bieten meist die Möglichkeit
zum Austausch einzelner Membranelemente. Gerade im Bereich der keramischen
Membranen sind im industriellen Maßstab (Überdruckanwendungen) fast ausschließlich
tubulare Modulbauformen im Einsatz. Generell können Membrangehäuse aus diversen
Materialen gefertigt werden. Entsprechend der Einsatztemperatur, der Druckstufe und der
Beständigkeit gegenüber der Feedlösung ergibt sich eine Auswahlmöglichkeit.

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VITA-MIN
Für den Aufbau eines Filtrationsprozesses im industriellen Maßstab werden die Module in
Reihen- bzw. Parallelschaltung betrieben. Für sehr große Anwendungen, z.B. im Bereich der
Meerwasserentsalzung, werden die beiden Verschaltungsarten kombiniert, sodass sich eine
sogenannte Tannenbaumstruktur ergibt. Einzelne Module am Ende der Behandlungskette
können zusätzlich im Feed-and-Bleed-Modus betrieben werden, um eine weitere
Aufkonzentrierung zu erreichen. Diese Maßnahme hilft Filtrationsstufen bei zu geringen
Feedzulauf, diesen durch interne Rezirkulation auszugleichen /49/.
Geometrien
Im Bereich der tubularen Keramikmembranen lassen sich die aktuell am Markt verfügbaren
Filtrationselemente in zylindrische Grundkörper mit segmentförmiger oder kreisförmiger
Kanalstruktur und hexagonale Grundkörper mit kreisförmiger Kanalstruktur unterteilen. Die
Elemente der einzelnen Hersteller weisen dabei typische Außendurchmesser auf (z.B.
10 mm, 20 mm, 25 mm, 41 mm…). Die Hersteller variieren zumeist die Anzahl an Kanälen
und damit den Kanalinnendurchmesser als auch die Kanalform (Anströmquerschnitt). Die
Membranelemente werden heute bis 1,5 m Gesamtlänge angeboten. Die aktuell typische
Länge für Mehrkanalelemente beträgt 1,2 m. Nachfolgend sind einige gängige
Geometrietypen aus dem Bereich der keramischen Membranen dargestellt.
Abbildung 19: Beispiele für Filtrations¬elemente mit zylindrischen Grundkörper und
segmentförmiger oder kreisförmiger Kanal¬struktur und hexagonale Grundkörper mit
kreisförmiger Kanalstruktur, (li.) PALL Corporation /50/ (mi.) TAMI Industries /51/ (re.)
Fraunhofer I
Die so hergestellten Elemente sind an den Enden jeweils mit einer Versiegelung versehen.
In diesem Bereich greift das herstellerspezifische Dichtungskonzept an. Es sorgt für die
sichere Abdichtung zwischen Feed/Retentat- und Permeatseite. Die Dichtungen dienen auch
dem Platzieren (in Position halten) des Elementes im Gehäuse. Als Dichtungselement
kommen meist O-Ringe oder spezielle Endkappen zum Einsatz. Einen guten Überblich über
verfügbare Geometrien im Bereich der zylindrischen Grundkörper gibt die Firma Inopor
/52/. Dort finden sich auch eine Auswahl an Membranwerkstoffen und entsprechend
verfügbare Porengrößen.
Auch im Bereich der Polymermembranen können rohrförmigen Membranen mit
verschiedenen Geometrien identifiziert werden. Typischer Weise kommen Hohlfaser-,
Kapillar- und Rohrelemente (Innendurchmesser > 5 mm) als Einzelfasern vor, welche
entsprechend zu einem Modul zusammengefügt werden müssen. Jedoch können
rohrförmige Fasern auch mit „Kapillaren“ (Mehrkanalelement) ausgestattet sein. Bei
Spiralwickelelementen/-modulen kann diese Einteilung nicht verwendet werden. Hier sind
die Bautypen sinnvollerweise in Abhängigkeit der Spacereigenschaften auszuwählen.

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- 11 WASSERBEHANDLUNG DURCH NANOFILTRATION -
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VITA-MIN
11.3 PUNKTVERSUCH FILTRATIONSVERHALTEN EINER WASSERPROBE DES
BERNSTEINSEES
Für eine erste Bewertung des Filtrationsverhaltens der zu behandelnden Wässer wurde eine
Probe des Bernsteinsees verwendet. Das Wasser hatte vor Versuchsbeginn einen pH-Wert
von 6,5. Die Probe am Ende des Teilversuches „4 m/s“ zeigte einen pH-Wert von 6,68. Die
Leitfähigkeit der Feed-Probe betrug 930 μS/cm. Die entnommene Permeatprobe bei 10 bar
TMP zeigte eine Leitfähigkeit von 810 μS/cm, die Probe von 20 bar zeigte 730 μS/cm und
die Probe bei 30 bar TMP zeigte 685 μS/cm.
In Abbildung 20 sind die Filtrationsergebnisse dargestellt. Es zeigt sich, dass das System bei
einer Überströmgeschwindigkeit von 4 m/s sehr gut die Ausbildung einer Deckschicht
kontrollierbar macht. Innerhalb der betrachteten Druckstufen ändert sich der Permeatfluss
nahezu linear mit der Druckerhöhung (6,1 l/(m
2
hbar) @ 10 bar, 5,2 l/(m
2
hbar) @ 20 bar
und 4,7 l/(m
2
hbar) @ 30 bar). Es spricht daher nichts gegen eine Betriebsweise bei höheren
Drücken. Die Reduktion der Überströmgeschwindigkeit auf 2 m/s führt ebenfalls zu
Ausbildung eines stabilen Filtrationsbetriebes. Der erzielbare Permeatfluss reduziert sich auf
lediglich 95 % und liegt bei einem spezifischen Permeatfluss von 4 l/(m
2
hbar) (~120
l/(m
2
h). Eine weitere Reduktion der Überströmgeschwindigkeit auf 1 m/s führt zu einer
Abnahme auf min. 61 % des möglichen Flusses. Diese Betriebsweise wird nicht favorisiert.
Es bleibt offen, in wieweit eine Entfernung möglicher Schadstoffe erfolgte. Die
Analysenergebnisse werden an andere Stelle diskutiert. Auch ist noch nicht geklärt, wie sich
das System in Bezug auf ein Aufkonzentrieren der Probe verhält.
Abbildung 20: Darstellung des spezifischen Permeatflusses über der Versuchszeit bei
wechselnder Triebkraft (Druck/ TMP) und Überströmgeschwindigkeit (4 – 1 m/s);
Wasserprobe „Bernsteinsees“ NF-LC1, 500 mm EKR @ RT
0
10
20
30
40
0
3
6
9
12
0
50
100
150
200
Druck [bar]
spez. Permeatfluss [l/(m
2
hbar)]
Zeit [min]
spez. Permeatfluss
Druck
4
2
1

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VITA-MIN
In den einfachen Versuchen konnte eine Verminderung der Sulfatkonzentration um 20 (10
bar) – 38% (30 bar) erreicht werden.
11.4 BEWERTUNG HINSICHTLICH EFFIZIENZ, KOSTEN, VOR- UND NACHTEILEN,
AUFWAND, ABFALLPRODUKTE
Membrananlagen werden auf die genauen Betriebsumstände und die Behandlungsziele
ausgelegt und bemessen. Die zu behandelnde Wassermatrix beeinflusst hierbei die Invest-
als auch Betriebskosten entscheidend. In Ergänzung entscheiden meist Anlagengröße,
Entsorgungsmöglichkeiten der Restphasen/-stoffe und bei Wasserwiederverwendung die
lokalen Wasserpreise über die Wirtschaftlichkeit und damit über die Realisierung. Da die
Zusammensetzung der Feedphase in jedem Fall individuell ist, wird vor der Planung eine
detaillierte Pilotierung angestrebt. Es gilt die beste Membran (Porengröße, Material) zu
benennen und damit die Membrangeometrie und Modulbauform festzulegen. Hiernach
werden
Flächenbedarf
entsprechend
der
Betriebsweise
und
-parametern,
der
Umweltbedingung und der Membranreinigungsstrategie festgelegt. Diese Parameter
entscheiden u.a. über die Betriebskosten der Anlage. Es gilt meist den besten Kompromiss
bezüglich
Triebkraft
(Druck),
Betriebstemperatur,
Überströmgeschwindigkeit
und
Membranfläche zu finden, da die Membranbeschaffungs- und -ersatzkosten einem
wesentlichen Anteil an den Invest- und Betriebskosten haben.
Einen Zusammenhang zwischen Anlagengröße (Membranfläche) im Bereich der NF-
Applikationen und Membran- bzw. Modulauswahl stellt die nachfolgende Abbildung dar.
Hieraus ergeben sich die spezifischen Investitionskosten im Überblick. Kosten für Montage,
Installation, Steuerung und Engineering sind bereits inbegriffen, bauliche Kosten sind nicht
inkludiert.
Die Kosten, dargestellt in Abbildung 21, beziehen sich schwerpunktmäßig auf Systeme mit
polymeren NF-Membranen (Kostenstand 2003). Bei der Verwendung von keramischen NF-
Membranen entstehen aktuell Kosten im Bereich von ca. 720 €/m
2
bis 1.400 €/m
2
Membranfläche. Vergleichbare spezifische Investitionskosten liegen im Bereich von
3500 €/m
2
bis 6000 €/m
2
Membranfläche. Üblicherweise werden nur Rohrmodule
verwendet.
Die Betriebskosten werden u.a. von Energie- und Chemikalienverbrauch als auch von den
Membranersatzkosten bestimmt. Im Segment der abwasserbehandelnden Filtrationsanlage
sind Energiekosten im Bereich von 0,8 bis 1,4 kWh/m
3
Abwasser /54/ ermittelt (meist MF,
UF). Bei der RO-Anwendung z.B. im Bereich der Mehrwasserentsalzung werden hingegen
Energiekosten /55/ von weniger als 2,5 kWh/m³ für moderne RO-Anlagen allein bzw.
weniger als 3,5 kWh/m³ für die gesamte Anlage (einschließlich Vorbehandlung, Pumpen des
Meerwassers, etc.) angenommen.

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VITA-MIN
Abbildung 21: Spezifische Investitionskosten in Abhängigkeit der Anlagenmembranfläche
/56/
Auch das Thema Membranreinigung soll hier speziell erwähnt werden. Je nach
Filtrationsverhalten sind regelmäßige Reinigungen zur Erhaltung der Permeatleistung
durchzuführen. Diese fallen mit Kosten für Chemikalien /54/ von 0,25 bis 1,00 €/(m
3
*a) an;
Personalkosten sind zusätzlich zu berücksichtigen (Hinweis: der Autor geht davon aus, dass
sich die benannten Kosten für Chemikalien zur Membranreinigung auf die verbaute
Membranfläche beziehen).
Bei den Instandhaltungskosten sind hauptsächlich die Membranersatzkosten zu benennen
/56/. Die Standzeiten von Polymermembranen werden im Bereich weniger Monaten bis 5
Jahren, fallweise auch bis 10 Jahre angenommen. Die keramischen Membranen liegen
üblicherweise deutlich darüber, sind jedoch maximal mit Standzeiten von 10 Jahren sinnvoll
anzunehmen.
Folgt man Pinnekamp /54/ in seinen Ausführungen, findet man auch Angaben zu realen
spezifischen Betriebskosten von z.B. der Kläranlage Geiselbullach, welche mit 0,65 €/m
3
angegeben werden. Die Anlage verwendet UF-Membranen (Behandlung kommunaler
Abwässer).
Lipp beschreibt die spezifischen Betriebskosten, Membranersatzkosten, Membranstandzeiten
und den Energiebedarf in Abhängigkeit des gewählten Membranverfahrens, wenn dieses im
Bereich der Trinkwasseraufbereitung eingesetzt wird (siehe Tabelle 11). Auch hier wird vom
Einsatz von Polymermembranen ausgegangen.

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VITA-MIN
Tabelle 11: spezifische Betriebskosten (Anwendung: Trinkwasser) nach Lipp /57/
MF/UF
NF/RO
spezifische
Betriebskosten
[€/m
3
]
0,1 – 0,2
0,2 – 0,5
Membranersatz [€/m
2
]
25 – 75
20 – 30
Membranstandzeiten [a]
7 – 10
3 -5
Energiebedarf [kWh/m
3
]
0,1 – 0,3
0,4 – 0,8
Die Kosten für ein Gesamtverfahren mit enthaltener Membranstufe richten sich immer nach
den möglicherweise anfallenden Vorbehandlungskosten (Ziel: Minderung von Fouling und
Scalling zur Erhaltung eines möglichst hohen Permeatflusses und zur Realisierung
kalkulierbarer
Membranstandzeiten).
Die bis hierher aufgeführten Zahlen aus der betrachteten Literatur beziehen sich auf die
Behandlung von Trink- bzw. Abwasser. Die Kosten im Bereich der Abwasserbehandlung sind
üblicher Weise höher als im Bereich der kommunalen Trinkwasserversorgung. Die Kosten
für die Behandlung industrieller Abwässer liegen teils deutlich über den Kosten für die
Behandlung kommunaler Abwässer.
Schwerpunktmäßig gilt es, die Kosten für eine NF-Applikation und hier im Speziellen die
Sulfat-Abtrennung zu berücksichtigen. Es wird aufgrund der vorliegenden Abwasseranalysen
davon ausgegangen, dass die Wässer sowohl bei Verwendung von Polymeren- als auch
keramischen Membrane vorzubehandeln sind. Die Kosten dafür können an dieser Stelle
nicht abgeschätzt werden. Das Vorhandensein von z.B. Fe(II) kann ggf. dazu führen, dass
ein geschlossenes Filtrationssystem einzusetzen ist, so dass die Oxidation des Fe(II) im
laufenden Betrieb ausgeschlossen werden kann. Die Erfahrung im Bereich der keramischen
NF-Filtration zeigt, dass bei der Behandlung von Wässern mit Kosten im Bereich von 0,5
€/m
3
bis 3,0 €/m
3
Permeat realistischer Weise zu rechnen ist.
Die bisher identifizierten Kosten für den Einsatz polymerer NF-Rohrmembranen und
keramischer, tubularer NF-Membranen sind durchaus vergleichbar. Die, bei entsprechender
Vorbehandlung einsetzbaren Spiralwickelmodul würden die Behandlungskosten vermutlich
signifikant reduzieren. Es bedarf jedoch ggf. deutlich erhöhter Vorbehandlungskosten.
Jedes Membranverfahren erzeugt einen Reststrom, welcher zu entsorgen bzw. weiter zu
behandeln ist. Kostenangaben im Speziellen können hierzu derzeit keine gemacht werden.
Es wird auf die Ausführungen in den Abschnitt 8.2 und 8.8 verwiesen.
11.5 ABSCHÄTZUNG PUMPENLEISTUNG FÜR „PRODUKTIONSANLAGE“
Nachfolgende Tabelle gibt den Energiebedarf in Abhängigkeit der verbauten Membranfläche
(Einsatz von 151-Kanal-Elementen mit je 1,23 m
2
Membranfläche (F
M
)) bzw. der
spezifischen Leistung einer keramischen NF-Applikation unter Verwendung einiger
Annahmen an. Die Matrix deckt dabei einen typischen Bereich der Betriebsparameter ab.
Die Matrixdaten beziehen sich auf Systeme, welche auch den Betrieb neue Membranen bzw.
die Bestimmung des Klarwasserflusses ermöglichen (Annahme für Druckpumpenauslegung:
60 l/(m
2
hbar)). Die Druckpumpe kann in einem realen System beim Arbeiten am
Betriebspunkt deutlich niedriger ausgelegt werden. Vergleichbare Ergebnisse hierfür findet
man unter den mit Sternchen markierten Angaben. Für ein System mit angepasster

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- 11 WASSERBEHANDLUNG DURCH NANOFILTRATION -
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VITA-MIN
Leistung der Druckpumpe sind somit bei dem gewählten Betriebsparametern spezifische
Energieangaben im Bereich von 4,6 kWh/m
3
bis ca. 36,6 kWh/m
3
an erzeugtem Permeat
realistisch (2x 2 M4-151K, 4m/s, Triebkraft von 24 bar, VCF von 5, 1-8 l/(m
2
hbar), erzeugt
bis 3,8 m
3
Permeat pro Stunde).
Eine weitere Vergrößerung der Anlage (bezüglich Membranfläche) wird die spezifischen
Kosten ggf. weiter senken können. Für die Größe, der dabei zu verwendenden Aggregate,
liegen aktuell keine Leistungsdaten vor.
Werden nun beispielhaft die Ergebnisse aus dem Filtrationsversuch (siehe Abbildung 20) auf
Tabelle 12 angewendet und wird die Inlinepumpe bezüglich einer Überströmgeschwindigkeit
von 2 m/s und die Druckpumpe unter Beachtung eines spezifischen Permeatflusses von
gemittelten 5 l/(m
2
hbar) @21 bar Vordruck (TMP = 23 bar und VCF von 5) ausgelegt, so
ergibt sich eine spezifische Leistung von 0,29 kW/m
2
Membranfläche und damit einer
spezifische Leistungsaufnahme von 2,5 kWh/m
3
an erzeugtem Permeat. Es ist anzunehmen,
dass der Permeatfluss beim Aufkonzentrieren abnimmt. Es ist real von leicht erhöhten
Werten auszugehen.
Tabelle 12: Abschätzung der Pumpenleistung eines Zwei-Pumpen-Systems
Vordruck
7 bar
14 bar
21 bar
Überströmung
2 m/s
4 m/s
2 m/s
4 m/s
2 m/s
4 m/s
2x 1 M4x151K
F
M
=9,88
m
2
(parallel)
4,1 kW
8,5 kW
7,8 kW
12,2 kW
14,1 kW
18,5 kW
Triebkraft
8 bar
9,5 bar
15 bar
15,5 bar
22 bar
22, 5 bar
Leistungs-
abschätzung
6,4
kWh/m
3
11,3
kWh/m
3
6,6
kWh/m
3
9,9
kWh/m
3
8,1
kWh/m
3
10,4
kWh/m
3
spez. Leistung
0,41
kW/m
2
0,86
kW/m
2
0,79
kW/m
2
1,23
kW/m
2
1,43
kW/m
2
1,87
kW/m
2
* Anlage im „Betriebszustand“; Annahme: VCF 5; spez. Permeatfluss: 8 l/(m
2
hbar)
Druckpumpe angepasst
0,88 kW/m
2
4,6 kWh/m
3
11.6 KERAMISCHE NF-MEMBRANEN UND DER SULFAT-RÜCKHALT
Es wurde bereits beschrieben, dass die keramischen NF-Membranen, im Vergleiche zu ihren
polymeren Verwandten, poröse Membranen darstellen. Dies bedingt einen unterschiedlichen
Transportmechanismus. Desweitere sein an dieser Stelle erwähnt, dass für den Rückhalt
geladener, also dissoziierter Ionen, neben dem sterischem Rückhalt der Membran auch
elektrostatische Wechselwirkungen und damit das Membranmaterial einem maßgeblichen
Einfluss hat. Der pH-Wert beeinflusst die Ladung der keramischen Oberfläche. Im Bereich
von pH 5,5 bis 6 sind die keramischen NF-Membranen nahezu ungeladen, hier findet man
ihren isoelektrischen Punkt. Aus Vorversuchen ist bekannt, dass der Sulfat-Rückhalt ab
einem pH-Wert von 6,0 bei niedrigkonzentrierten Lösungen und bei Vorhandensein von
Natrium als Gegenion ein Rückhalt für Sulfat von bis zu 90% erreicht kann (siehe Abbildung
22).

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- 12 EINSATZ BIOPOLYMERBASIERTE FLOCKUNGSHILFSMITTEL -
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VITA-MIN
Abbildung 22: Na2SO4-Rückhalt einer TiO2 NF-Membran in Abhängigkeit des pH-Wertes
(Salzkonzentration 0,01 mol/l Triebkraft 6 bar) /58/
Die vorliegenden Wasseranalysen aus dem Ablauf des Tagebausees Burghammer zeigen
einen vor Ort gemessenen pH-Wert von 6,3. Dies weist auf die potentielle
Einsatzmöglichkeit keramischer NF-Membranen hin. Der Ionen-Rückhalt einer keramischen
Membran ist jedoch stark von den Konzentrationen, dem Gegenion bzw. der vorhandenen
Ionen-Matrix abhängig. Ohne einen entsprechenden Vorversuch kann hier keine Aussage
getroffen werden. Als Gegenbeispiel für den Sulfat-Rückhalt eignet sich daher z.B. eine
Literaturangabe von Härtel /59/. Er fand im Bereich von pH 3 bis pH 6 keinen
nennenswerten Rückhalt (0-20%) bei der Verwendung von Kupfersulfat (50 mg Cu
+
/l) als
Modelllösung. Hingegen zeigten reale Wässer aus dem Bereich „Acid Mine Drainage“ den
besten Rückhalt für Sulfat bei einem pH von 3. Untersuchte Polymermembranen zeigten in
diesem Beispiel generell gute Rückhalte.
12 EINSATZ BIOPOLYMERBASIERTE FLOCKUNGSHILFSMITTEL
Die wichtigsten Rohstoffquellen zur Herstellung natürlicher Flockungshilfsmittel sind
Cellulose, Chitin und Stärke. Eine weitere Funktionalisierung für die Anwendung im Bereich
Fest/Flüssig-Trennung ist dabei erforderlich /60/. Kommerziell können kationische und
anionische Stärke beispielsweise von WS eco GmbH und Emsland-Stärke GmbH erworben
werden. Von der BioLog Heppe GmbH werden Flockungsmittel auf Chitosanbasis angeboten.
Dagegen sind Flockungsmittel synthetischen Ursprungs sind in größerer Zahl kommerziell
verfügbar. Sie werden sehr spezifisch für den jeweiligen Anwendungsfall hergestellt.
12.1 FLOCKUNG: VERFAHRENSBESCHREIBUNG UND –BEWERTUNG
Die Flockung wird vor allem zur Entfernung von Trübstoffen eingesetzt, dabei werden
Verunreinigungen
(organische
Stoffe,
Spurenmetalle)
sowie
mikrobiologische
Verunreinigungen (Bakterien, Viren, Protozoen) und in Verbindung mit Fällungsprozessen,
gelöste organische und anorganische Wasserinhaltsstoffe entfernt.

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- 12 EINSATZ BIOPOLYMERBASIERTE FLOCKUNGSHILFSMITTEL -
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VITA-MIN
Im ersten Schritt wird das Flockungshilfsmittel zum Rohwasser dosiert. Dabei ist eine gute
und schnelle Einmischung von wesentlicher Bedeutung für den gesamten Flockungserfolg
/61/. Die Entstabilisierung verläuft schnell und wird in einem Mischungsreaktor mit hoher
Turbulenz durchgeführt. Am Ende der Flockungsverfahren werden die entstandenen
Makroflocken vom Wasser mit Hilfe der Verfahren Sedimentation und Filtration abgetrennt.
Abbildung 23: Klassische Flockungs- und Sedimentationsanlage zusammen mit den
wichtigsten Dimensionierungsparametern
Einsatz natürlicher Biopolymere für die Flockung
Derivatisierte Stärke und Chitosan (als kationischer Polyelektrolyt) konnten erfolgreich in
der Trink- und Abwasseraufbereitung angewendet werden, müssen allerdings für den
Anwendungsfall optimiert werden. Mit kommerziell verfügbarer kationischer Stärke konnten
kaum Erfolge erzielt werden. Als nachteilig gegenüber synthetischen Polymeren wird das
geringere
Flockungsfenster
beschrieben
(minimale
bis
maximale
Zugabe
des
Flockungshilfsmittels für eine optimale Trennung), wodurch der Flockungsprozess an sich
schwerer zu beherrschen ist /62/.
Einen vielversprechenden Ansatz beschreibt das Projekt Ferrosan /63/, /64/ (BMBF
MachWas).
Ziel
des
Projektes
war
die
Entwicklung
eines
neuartigen
Flockungsmittelkomplexes auf Basis von Hefezellwänden zur Eisenflockung aus Ab- oder
Oberflächenwässern in Bergbauregionen. Für eine ausführliche Bewertung dieses Verfahrens
ist der Abschlussbericht erforderlich, welcher aber derzeit noch nicht veröffentlicht ist.
12.2 ABSCHÄTZUNG ZUR WIRTSCHAFTLICHKEIT UND UMWELTASPEKTE
Mit der Kombination aus Flockung mit Chitosan und anschließender Mikrofiltration konnte
eine 100 %ige Entfernung von Eisen erzielt werden /65/ Auch von Schwarz et al /66/ wird
die sehr gute Eignung von Chitosan zur Abtrennung von Eisen und Sulfat beschrieben. In
Experimenten im Labormaßstab konnte eine 99 %ige Abtrennung der Eisenionen bei einer
60 %igen
Abtrennung
der
Sulfationen
erzielt
werden,
bei
einer
maximalen
Adsorptionskapazität von Eisenionen an Chitosanflocken von 85 mg/g.

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- 12 EINSATZ BIOPOLYMERBASIERTE FLOCKUNGSHILFSMITTEL -
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VITA-MIN
Einen Einblick in den Kosten- und Flächenbedarf für die Flockung mit Chitosan und die
anschließende Abtrennung der Flocken gibt Tabelle 13. Neben den laufenden Kosten für die
Flockung mit Chitosan, sind auch Kosten für den Bau von beispielsweise Misch-, Flockungs-
und Absetzbecken bzw. für die Anschaffung einer Membranfiltration zu berücksichtigen. Als
Beispiel wurden hier die Zuflüsse zur im Bau befindlichen WBA Plessa gewählt, da in diesen
auch Eisen vorhanden ist, für dessen Rückhalt die Adsorbentien originär entwickelt wurden.
Unter der Voraussetzung, dass bei der Modifizierung der Biopolymere keine
Beeinträchtigung erfolgt, ist die biologische Abbaubarkeit dieser Flockungsmittel gegeben.
Die spezifischen Behandlungskosten ließen sich demnach zu ca. 2,05 €/m
3
abschätzen.
Tabelle 13: Bedarfsabschätzung für Flockung mit Chitosan und anschließender Abtrennung
der Flocken
Einheit
Floßgraben
Hammergarben Binnengraben Summe
Mittelwert Zulauf
m³/h
2310
1110
420
3840
90
%-Perzentil
Zulauf
m³/h
2079
999
378
3456
Materialkosten
für
Chitosan
bei
94 €/kg*
€/h
98
47
18
162
Materialkosten
für
Chitosan
bei
418 €/kg*
€/h
1.225
589
223
2.037
gemittelte
Stromkosten
Flockung
€/h
15
7
3
24
spezifische
Betriebskosten
Membranfiltration**
€/h
208
100
38
346
Dimensionierung
Absetzbecken
4.678
2.248
851
7.776
*ausgehend von einer Chitosankonzentration von 0,5 mg/L
**spezifische Investitionskosten Membranfiltration für 300 m³/h: 750.000 - 1.050.000 € /67/
***Neubau Absetzbecken 2.000 m³ ca. 550.000 € /68/
Wertung einer Adsorption
Zur Entfernung von Sulfationen aus Grubenwässern ist der Einsatz von biopolymerbasierten
Flockungshilfsmitteln noch nicht etabliert. Ungeklärt sind bei diesem Ansatz die Stabilität
der Bindung und die Frage der Entsorgung der Rückstände. Dies umso mehr, da neben dem
Sulfat aus Gründen der Elektroneutralität auch korrespondierende Kationen mit abgetrennt
werden müssen, was die Rückstandsmenge deutlich erhöht. Je nach Selektivität und
Hydrochemie kann es dabei auch zur Anreicherung von Schadstoffen kommen.
Nach derzeitigem Kenntnisstand ist die Anwendung des Biopolymers Chitosan für die
Abtrennung von Eisen und Sulfationen aus Grubenwässern am aussichtsreichsten.
Belastbare Aussagen im Hinblick auf Wirtschaftlichkeit, Langzeitstabilität und Umwelt-
/Entsorgungsaspekte können derzeit allerdings nicht getroffen werden.

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- 13 ABSCHLIEßENDE WERTUNG UND AUSBLICK -
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VITA-MIN
13 ABSCHLIEßENDE WERTUNG UND AUSBLICK
Wie in den Abschnitten 3 und 6 dargelegt worden ist, gibt es nachvollziehbare
wissenschaftliche und technische Begründungen dafür, die Sulfatkonzentrationen in
Oberflächen- und Grundwässern zu begrenzen, sofern sie nicht natürlichen Ursprungs sind.
Letzteres trifft auf bergbaubeeinflusste Wässer allerdings nicht zu. Für die Erreichung eines
guten ökologischen Zustandes nach OGewV wäre die Zielkonzentration in der Vorflut
(öffentliche Gewässer) bei 200 mg/l anzusetzen. Aus der recherchierten Literatur ergibt
sich, dass eine Konzentration von Sulfat im Bereich von 500 – 600 mg/l eine auch
anderweitig zu rechtfertigende Obergrenze darstellen würde. Dies würde allerdings
bedeuten, dass das Wasser einer größeren Anzahl von WBA und Tagebauseen –zumindest
sofern sie öffentlich bzw. für Nutzer zugänglich sind, längerfristig einer entsprechenden
Behandlung zur Verminderung der Sulfatkonzentrationen bedarf.
Die Abtrennung von Sulfat muss auch nach derzeitigem Kenntnisstand als technisch
aufwendig und relativ teuer angesehen werden. Die Zuschreibung als „teuer“ bezieht sich
dabei allerdings auf den Vergleich zu den im Bergbau etablierten Behandlungsverfahren zur
Neutralisation/Fällung. Bereits ein Vergleich mit den Kosten einer kommunalen
Abwasserbehandlung zeigt jedoch, dass im Vergleich hierzu eine Sulfatabtrennung
keineswegs als „teuer“ anzusehen ist. Die durchschnittliche Abwassergebühr im Bereich der
kommunalen Abwasserbetriebe in Sachsen lag im Bezugsjahr 2016 bei 2,30 €/m
3
/59/ und
damit fast doppelt so hoch wie Kosten des RODOSAN®-Verfahrens für den durchaus
kostenintensiven Anwendungsfall Tzschelln. Im Vergleich zum Aufwand für die Behandlung
industrieller Abwässer stellt sich die Situation bzgl. Kosten noch weit weniger auffällig dar.
Die in dieser Studie vorgenommene Wertung, auch unter zusätzlicher Einbeziehung
ergänzender experimenteller Befunde, bestätigt im Grunde die bereits in Tabelle 1
vorgenommenen Einschätzungen. Demnach ist mit folgenden Kosten für die bewerteten
Verfahren in den zugrunde gelegten Anwendungsfällen zu rechnen:
Tabelle 14: Vergleichende Kostenbewertung für die untersuchten Verfahren
Verfahren
Kostenbereich €/m
3
Bemerkung
RODOSAN®
0,27 – 1,23
durch Pilotversuche gestützt
NF
0,5 – ca. 3,0
Orientierungswerte
Biosorption
(ca. 2,00)
keine
belastbaren
Daten
recherchierbar
Entsprechend des ermittelten Kenntnisstandes stellt wohl zumindest derzeit für Wässer mit
höheren Sulfatkonzentrationen (>600 mg/l) auch unter Wirtschaftlichkeitsaspekten die
elektrochemische Behandlung nach dem RODOSAN® die zu bevorzugende Option dar, ggf.
in Kombination mit einem druckgetriebenem Membranverfahren zur Voranreicherung. Es
stellt von diesen o.g. Verfahrensansätzen dasjenige dar, dass trotz aller zweifelsohne noch
offenen Fragen das am weitesten entwickelte darstellt.
Es bietet gegenüber allen anderen auch international bekannten Alternativen den
unbestreitbaren Vorteil, dass die Teilabtrennung von Sulfat mit der Erzeugung von
verwertbaren Stoffen mit durchaus beachtlichem Ertragspotenzial (AMS, Wasserstoff, ggf.
auch Gips, Schwefelsäure oder Peroxodisulfat) gekoppelt werden kann. Auf diese Weise
lassen sich die den anderen Verfahren inhärenten Entsorgungsprobleme zumindest

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- 13 ABSCHLIEßENDE WERTUNG UND AUSBLICK -
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VITA-MIN
weitgehend vermeiden. Das Verfahren ist nahezu prädestiniert dafür, auf regionaler Ebene
eine bedeutende Rolle im geplanten Strukturwandel in den Kohlebergbauregionen zu
spielen, denn sofern eine großmaßstäbliche Wasserstoffwirtschaft etabliert werden soll, wird
dafür vor allem auch Wasser in großem Umfang benötigt. Mit den belasteten Grund- und
Oberflächenwässern aber lassen sich Wasserstoffelektrolysen nicht betreiben. Die
Problematik bedarf als so oder so einer Lösung. Wie ausgeführt wurde, kann mittels des
RODOSAN®-Verfahrens ebenfalls Wasserstoff erzeugt werden. Abgesehen von der
energetischen Nutzung des Wasserstoffs wäre aber auch eine stoffliche Nutzung möglich,
wie dies Abbildung 24 exemplarisch zeigt. Auf diese Art ließe sich prinzipiell auch die bislang
weitgehend ungeklärte Entsorgungsproblematik bzgl. Eisenschlämme mittelfristig einer
Lösung zuführen.
Abbildung 24: Einbettung des RODOSAN®-Verfahrens in regionale Wertschöpfungsketten
Das Verfahren bedarf auch in diesem Kontext einer stetigen Weiterentwicklung einschl. der
angesprochenen Energieversorgungsproblematik, die hierfür von zentraler Bedeutung ist.
Hinsichtlich der Investitionskosten wird beim AN derzeit im Rahmen eines von der SAB
finanzierten Projektes an Entwicklungen gearbeitet, Zellen für die elektrochemische
Wasserbehandlung einfacher zu konstruieren um diese künftig preiswerter herstellen zu
können. Ungeachtet dessen sind auch Anstrengungen zur weiteren Optimierung des
Verfahrens selbst nach wie vor wichtig.

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- LITERATURVERZEICHNIS -
Seite | VI
VITA-MIN
LITERATURVERZEICHNIS
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Schwefelsaeurekorrosion-in-Klaeranlagen
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