5. Process simulation resultsUsing

5. Process simulation results
Using the modeling approach described above, we developed
several alternative process designs for methanol and
for DME production, with and without co-production of
exportable electricity. All of our analyses were done for
a representative bituminous coal from the area of Yanzhou
City in Shandong Province, China (Table 3).
5.1. Methanol production
Process designs with ‘‘once-through’’ (OT) synthesis and
with ‘‘recycle’’ (RC) synthesis were developed for methanol
from coal. Detailed material balances for each design
are described in the next sections, followed by a summary
comparison of performances.
5.1.1. With once-through synthesis design -- OT
Figure 2 and the upper section of Table 4 describe the
detailed material balance for the OT plant design for
methanol. In this design, the feed coal (3992 t/d, as-received)
is mixed with water to form a slurry that is
pumped into a Texaco-type gasifier operating at 75 bar
pressure and reaching 1390ºC operating temperature. Oxidant
with a purity of 94.3 % O2 is supplied to the gasifier
from a dedicated air separation unit. In the lower section
of the gasifier, the raw synthesis gas passes through a
quench, followed by an external scrubber that removes
any remaining particulate matter. The gas leaves the
scrubber at 246ºC with an H2/CO ratio of 0.62 (Table 4).
After the scrubber, some of the raw synthesis gas passes
to an adiabatic WGS reactor (called a ‘‘sour’’ WGS because
of its sulfur-tolerant catalyst). Heat released during
the WGS reaction is largely recovered from the exit gases
as steam, which is injected into the WGS reactor to ensure
effective performance. The shifted gas rejoins the portion
of the syngas that bypassed the WGS. At this point, the
H2/CO ratio of the synthesis gas is 2 -- essentially the
optimum ratio for methanol synthesis.
The gas also contains sulfur, primarily as hydrogen sulfide
(H2S), but also with some carbonyl sulfide (COS). A
COS hydrolysis unit is used to convert COS to H2S, the
latter being a more readily removable form of sulfur.
The hydrolysis unit is followed by heat exchangers that
cool the gas to the temperature required by the acid gas
removal system (AGR). As discussed earlier, the AGR removes
H2S to the low level required by the synthesis reactor,
and it is also designed to remove the bulk of the
CO2. Some CO2 is left in the gas to ensure good synthesis
catalyst activity.
Following the AGR, the gas at 70 bar is heated to nearly
250ºC using the product stream from the synthesis reactor
and then fed to the reactor. Steam generated in boiler
tubes immersed in the liquid reactor bed maintains essentially
isothermal synthesis conditions (260ºC). The mixture
of gases leaving the reactor passes to the product
separation area, where a series of flash tanks separates
methanol from unconverted synthesis gas. In the product
separation area, a syngas expander reduces the pressure
of the unconverted syngas and generates some electricity.
Unconverted synthesis gas from product separation is
humidified and then burned in a gas turbine/steam turbine
combined cycle to generate electricity, a portion of which
is required to run the whole process. Heat recovered from
the synthesis reactor and various other points in the process
augments steam production in the heat recovery steam
generator of the combined cycle island.
5.1.2. With recycle synthesis design -- RC
In the recycle design, the only exported product is methanol;
electricity is generated within the plant, but only to
meet electricity needs for the process. The process configuration
(Figure 3 and Table 4, lower) is similar to the
OT design, with three major differences. Most importantly,
the unconverted synthesis gas recovered in the
product separation area is compressed and recycled back
to the synthesis reactor. Second, the purity of the oxidant
supplied to the gasifier is increased to 99.5 % O2 to avoid
excessive build-up of inert gases in the synthesis recycle
loop. Also, the power island is based on a steam-Rankine
cycle rather than a combined cycle, as noted earlier[4]
.
5.1.3. Methanol performance summary
Table 5 summarizes the mass and energy balances for the
two basic process configurations described above, all of
which are sized to the same coal input rate (3992 t/d).
Additionally, three sub-cases are shown for each of the
two designs. The sub-cases differ from each other in how
the H2S and CO2 removed at the AGR are subsequentlyhandled. In the sub-case labeled ‘‘vent’’, the captured H2S
is converted to elemental sulfur and the CO2 is vented to
the atmosphere. In the case labeled ‘‘capture’’, the H2S is
converted to elemental sulfur and most of the CO2 is separately
dried and compressed to 150 bar for pipeline distribution
to an injection site for long-term below-ground
storage. (A small amount of CO2 originally removed from
the synthesis gas in the AGR would be unavoidably
vented to the atmosphere in this case.) In the case labeled
‘‘co-capture’’, all of the H2S and CO2 removed at the AGR
are dried and compressed together for pipeline shipment
to an underground storage site.
In the OT plant design with CO2 venting, 23 % of the
energy input as coal is converted to methanol (247
MWLHV), with an equivalent fraction converted to exportable
electricity (247 MWe). By comparison, the RC plant
design with CO2 venting produces 626 MW of methanol
(58 % of coal energy input), but very little exportable
electricity. With CO2 capture and storage, the OT designs
produce the same amount of methanol as with CO2 venting,
but electricity output is reduced slightly due to on-site
electricity requirements for drying and compressing CO2
(or CO2 plus H2S) for transport to an underground storage
site. The RC designs with CO2 capture also maintain the
same methanol output as with CO2 venting, but some electricity
must be imported to the plant to meet on-site electricity
demands.
For comparison with other liquid fuel production systems,
the effective efficiency of methanol production canbe defined as the output of methanol divided by a coal
input value that is equal to the actual coal input less the
amount of coal that would be required to generate the
same amount of exportable electricity at a stand-alone
electric power plant. The results of this calculation (shown
in Table 5) assume an efficiency for stand-alone electric
power generation of 43 %, as estimated for a coal integrated
gasification/combined cycle (IGCC) plant [Chiesa
et al., 2003], for which the electricity production would
involve the same (or slightly higher) emissions of air pollutants
per kWh as for electricity generated in the OT
configuration considered here. The effective efficiencies
for the OT cases are lower than the RC efficiencies because
the conversion of synthesis gas to liquids is more
efficient than conversion to electricity.
5.2. Dimethyl ether production
Figure 4 and Table 6 (upper section) give detailed material
balances for the once-through DME synthesis plant configuration.
Figure 5 and Table 6 (lower section) give balances
for the recycle design. These two DME process
configurations are similar to the corresponding methanol
designs, and the process flow descriptions given above
for methanol apply in most respects to the DME designs.
One key difference is in the H2:CO ratio of the fresh feed
gas to the synthesis reactor. In these cases, this ratio is
one. Another difference is in the product separation area,
where methanol (a by-product of the synthesis reactions)
is recovered for recycling back to the synthesis reactor.
One additional difference in the product separation area,
not shown explicitly in the process diagrams, is the useof distillation steps (in addition to flash separations).
DME separation is considerably more involved than
methanol separation because of the greater similarity in
physical properties of DME and other gases in the synthesis
product stream (especially CO2). The DME product
separation area has been modeled on an Air Products design
[Air Products, 1993].
Table 7 summarizes the performance estimates for all
of the DME cases, each of which has the same coal input
rate as for the methanol designs discussed in Section
5.1.3. Comparing the fraction of the coal input energy
converted to liquid fuel in the DME OT case (0.25) to
that in the methanol OT case (0.23) highlights the synergistic
synthesis chemistry of single-step DME production
discussed in Section 3.1. Correspondingly, less exportable
electricity is generated with DME production. Because of
the synergistic synthesis chemistry, the overall efficiency
of converting coal to DME plus electricity in the OT case
(48 %) is higher than for converting coal to MeOH plus
electricity (46 %). In contrast, the efficiency of DME production
in the RC case (55 %) is lower than for methanol
production (58 %). This is due to the significantly higher
on-site electricity requirements for the synthesis and product
separation areas with DME production than with
MeOH.

ผลลัพธ์ (ไทย) 1:

5 การผลการทดลองที่ประมวลผลเราใช้วิธีการสร้างโมเดลที่อธิบายไว้ข้างต้น พัฒนาออกแบบกระบวนการทางเลือกหลายสำหรับเมทานอล และสำหรับการผลิต DME มี และไม่ มีการผลิตร่วมไฟฟ้าสามารถส่งออก วิเคราะห์ของเราทั้งหมดทำในถ่านหินมีตัวแทนจากพื้นที่ของ Yanzhouเมืองในมณฑลซานตง จีน (ตาราง 3)5.1. เมทานอลผลิตกระบวนการออกแบบกับ ''หนึ่งผ่าน '' (OT) สังเคราะห์ และสังเคราะห์ (RC) ''ไซ '' ถูกพัฒนาสำหรับเมทานอลจากถ่านหิน วัสดุรายละเอียดยอดดุลสำหรับการออกแบบแต่ละอธิบายในส่วนถัดไป ตามสรุปเปรียบเทียบประสิทธิภาพ5.1.1 ด้วยการออกแบบครั้งเดียวผ่านการสังเคราะห์ - OTรูปที่ 2 และส่วนบนของตาราง 4 อธิบายการรายละเอียดยอดดุลวัสดุสำหรับการออกแบบโรงงาน OT สำหรับเมทานอล ในแบบนี้ ถ่านหินที่ใช้เป็นอาหารสัตว์ (3992 t/d รับเป็น)ผสมกับน้ำเป็นสารละลายที่สูบเข้าสู่ gasifier เท็กซาโกชนิดที่ทำงานที่บาร์ 75ความดันและอุณหภูมิปฏิบัติ 1390ºC เข้าใกล้ อนุมูลอิสระมีความบริสุทธิ์ 94.3% O2 มาเพื่อการ gasifierจากหน่วยแยกเฉพาะเครื่อง ในส่วนล่างของ gasifier ก๊าซสังเคราะห์วัตถุดิบผ่านการระงับ ตาม ด้วยเครื่องขัดยังภายนอกที่เอาเรื่องฝุ่นใด ๆ ที่เหลือ ใบแก๊สเครื่องขัดที่ 246ºC มีอัตราส่วนเป็น H2/CO 0.62 (ตาราง 4)หลังจากเครื่องขัด บางส่วนของก๊าซสังเคราะห์วัตถุดิบผ่านกับเครื่องปฏิกรณ์ WGS มีการอะเดียแบติก (เรียกว่า WGS ''ขิง '' เนื่องจากของของกำมะถันป้องกัน catalyst) ความร้อนที่ปล่อยออกมาในระหว่างปฏิกิริยา WGS ส่วนใหญ่ได้รับการกู้คืนจากก๊าซออกเป็นไอน้ำ ที่ถูกฉีดเข้าไปในระบบ WGS ให้ประสิทธิภาพ ก๊าซถูกเลื่อน rejoins ส่วนของ syngas ที่ข้าม WGS จุดนี้ การอัตราส่วน H2/CO ของแก๊สสังเคราะห์เป็น 2 - หลักการอัตราส่วนที่เหมาะสมสำหรับการสังเคราะห์เมทานอลก๊าซประกอบด้วยกำมะถัน ส่วนใหญ่เป็นไฮโดรเจนซัลไฟด์(ไข่เน่า), แต่ยัง มีบาง carbonyl ซัลไฟด์ (COS) ACOS ใช้เพื่อแปลงหน่วยไฮโตรไลซ์ COS กับไข่เน่า การหลังถูกกำมะถันรูปแบบถอดออกได้มากขึ้นหน่วยไฮโตรไลซ์ตาม ด้วยแลกเปลี่ยนความร้อนที่เย็นแก๊สอุณหภูมิที่จำเป็นต้องใช้แก๊สกรดเอาระบบ (กลุ่ม) ตามที่อธิบายไว้ก่อนหน้านี้ ลบกลุ่มไข่เน่าระดับต่ำที่ต้องการ โดยระบบการสังเคราะห์และยังมีการออกแบบการลบจำนวนมากCO2 CO2 บางส่วนที่เหลืออยู่ในแก๊สให้สังเคราะห์ดีcatalyst กิจกรรมต่อกลุ่ม ก๊าซที่ 70 บาร์มีอุณหภูมิเกือบ250ºC ใช้กระแสข้อมูลผลิตภัณฑ์จากระบบการสังเคราะห์ติดตามแล้ว จะปล่อย สร้างขึ้นในหม้อน้ำไอน้ำหลอดชนิดเตียงเครื่องปฏิกรณ์ของเหลวรักษาหลักสภาวะ isothermal สังเคราะห์ (260ºC) ส่วนผสมของก๊าซที่ออกจากปล่อยผ่านผลิตภัณฑ์แยกพื้นที่ ที่ชุดแฟลชถังแยกเมทานอลจากก๊าซสังเคราะห์ยังไม่แปลงแล้ว ในผลิตภัณฑ์separation area, a syngas expander reduces the pressureof the unconverted syngas and generates some electricity.Unconverted synthesis gas from product separation ishumidified and then burned in a gas turbine/steam turbinecombined cycle to generate electricity, a portion of whichis required to run the whole process. Heat recovered fromthe synthesis reactor and various other points in the processaugments steam production in the heat recovery steamgenerator of the combined cycle island.5.1.2. With recycle synthesis design -- RCIn the recycle design, the only exported product is methanol;electricity is generated within the plant, but only tomeet electricity needs for the process. The process configuration(Figure 3 and Table 4, lower) is similar to theOT design, with three major differences. Most importantly,the unconverted synthesis gas recovered in theproduct separation area is compressed and recycled backto the synthesis reactor. Second, the purity of the oxidantsupplied to the gasifier is increased to 99.5 % O2 to avoidexcessive build-up of inert gases in the synthesis recycleloop. Also, the power island is based on a steam-Rankinecycle rather than a combined cycle, as noted earlier[4].5.1.3. Methanol performance summaryTable 5 summarizes the mass and energy balances for thetwo basic process configurations described above, all ofwhich are sized to the same coal input rate (3992 t/d).Additionally, three sub-cases are shown for each of the
two designs. The sub-cases differ from each other in how
the H2S and CO2 removed at the AGR are subsequentlyhandled. In the sub-case labeled ‘‘vent’’, the captured H2S
is converted to elemental sulfur and the CO2 is vented to
the atmosphere. In the case labeled ‘‘capture’’, the H2S is
converted to elemental sulfur and most of the CO2 is separately
dried and compressed to 150 bar for pipeline distribution
to an injection site for long-term below-ground
storage. (A small amount of CO2 originally removed from
the synthesis gas in the AGR would be unavoidably
vented to the atmosphere in this case.) In the case labeled
‘‘co-capture’’, all of the H2S and CO2 removed at the AGR
are dried and compressed together for pipeline shipment
to an underground storage site.
In the OT plant design with CO2 venting, 23 % of the
energy input as coal is converted to methanol (247
MWLHV), with an equivalent fraction converted to exportable
electricity (247 MWe). By comparison, the RC plant
design with CO2 venting produces 626 MW of methanol
(58 % of coal energy input), but very little exportable
electricity. With CO2 capture and storage, the OT designs
produce the same amount of methanol as with CO2 venting,
but electricity output is reduced slightly due to on-site
electricity requirements for drying and compressing CO2
(or CO2 plus H2S) for transport to an underground storage
site. The RC designs with CO2 capture also maintain the
same methanol output as with CO2 venting, but some electricity
must be imported to the plant to meet on-site electricity
demands.
For comparison with other liquid fuel production systems,
the effective efficiency of methanol production canbe defined as the output of methanol divided by a coal
input value that is equal to the actual coal input less the
amount of coal that would be required to generate the
same amount of exportable electricity at a stand-alone
electric power plant. The results of this calculation (shown
in Table 5) assume an efficiency for stand-alone electric
power generation of 43 %, as estimated for a coal integrated
gasification/combined cycle (IGCC) plant [Chiesa
et al., 2003], for which the electricity production would
involve the same (or slightly higher) emissions of air pollutants
per kWh as for electricity generated in the OT
configuration considered here. The effective efficiencies
for the OT cases are lower than the RC efficiencies because
the conversion of synthesis gas to liquids is more
efficient than conversion to electricity.
5.2. Dimethyl ether production
Figure 4 and Table 6 (upper section) give detailed material
balances for the once-through DME synthesis plant configuration.
Figure 5 and Table 6 (lower section) give balances
for the recycle design. These two DME process
configurations are similar to the corresponding methanol
designs, and the process flow descriptions given above
for methanol apply in most respects to the DME designs.
One key difference is in the H2:CO ratio of the fresh feed
gas to the synthesis reactor. In these cases, this ratio is
one. Another difference is in the product separation area,
where methanol (a by-product of the synthesis reactions)
is recovered for recycling back to the synthesis reactor.
One additional difference in the product separation area,
not shown explicitly in the process diagrams, is the useof distillation steps (in addition to flash separations).
DME separation is considerably more involved than
methanol separation because of the greater similarity in
physical properties of DME and other gases in the synthesis
product stream (especially CO2). The DME product
separation area has been modeled on an Air Products design
[Air Products, 1993].
Table 7 summarizes the performance estimates for all
of the DME cases, each of which has the same coal input
rate as for the methanol designs discussed in Section
5.1.3. Comparing the fraction of the coal input energy
converted to liquid fuel in the DME OT case (0.25) to
that in the methanol OT case (0.23) highlights the synergistic
synthesis chemistry of single-step DME production
discussed in Section 3.1. Correspondingly, less exportable
electricity is generated with DME production. Because of
the synergistic synthesis chemistry, the overall efficiency
of converting coal to DME plus electricity in the OT case
(48 %) is higher than for converting coal to MeOH plus
electricity (46 %). In contrast, the efficiency of DME production
in the RC case (55 %) is lower than for methanol
production (58 %). This is due to the significantly higher
on-site electricity requirements for the synthesis and product
separation areas with DME production than with
MeOH.

ผลลัพธ์ (ไทย) 3:

5 . ผลการจำลองกระบวนการ
โดยใช้แบบจำลองที่อธิบายข้างต้น เราพัฒนาขั้นตอนการออกแบบสำหรับหลายทางเลือก

สำหรับการผลิตเมทานอลและ DME , ที่มีและไม่มีการผลิต Co ของ
การส่งออกไฟฟ้า ทั้งหมดของการวิเคราะห์ของเราถูกทำสำหรับ
ตัวแทนยางมะตอยถ่านหินจากพื้นที่ YANZHOU
เมืองในมณฑลซานตง , จีน ( ตารางที่ 3 ) .
5.1
การผลิตเมทานอลกระบวนการออกแบบด้วย 'once-through ' ' ( OT ) การสังเคราะห์และ
' 'recycle ' ' ( RC ) ถูกพัฒนาขึ้นสำหรับการสังเคราะห์เมทานอล
จากถ่านหิน ยอดคงเหลือวัสดุรายละเอียดในการออกแบบแต่ละ
อธิบายไว้ในส่วนถัดไป , ตาม โดยสรุปการเปรียบเทียบการแสดง
.
5.1.1 . เมื่อผ่านการออกแบบ -- OT
รูปที่ 2 และ ส่วนบนของตารางที่ 4 อธิบาย
การสังเคราะห์ความสมดุลของวัสดุสำหรับการออกแบบโรงงานล่วงเวลา
เมทานอล ในการออกแบบนี้ ป้อนถ่านหิน ( 3992 T / D ที่ได้รับ )
คือผสมกับน้ำในรูปแบบของเหลวที่สูบเข้าไปในปั๊มน้ำมันประเภท

ได้ไปผ่าตัด 75 บาร์แรงดัน และถึง 1390 º C อุณหภูมิ . อนุมูลอิสระ
กับความบริสุทธิ์ของ 94.3 % O2 มาเพื่อผลิตก๊าซ
จากเฉพาะการแยกอากาศหน่วย ในส่วนล่าง
ของเครื่องผลิตก๊าซ , ก๊าซสังเคราะห์ดิบผ่าน
ดับตามภายนอกฟอกสีที่เอา
เหลืออนุภาคสสาร ก๊าซใบ
ฟอกสีที่ 246 º C กับ H2 / Co อัตราส่วนระหว่าง ( ตารางที่ 4 ) .
หลังจากขัดบางส่วนของก๊าซสังเคราะห์ดิบผ่านไป
เป็นเครื่องปฏิกรณ์ wgs อะเดียแบติก ( เรียกว่า ' 'sour ' ' wgs เพราะ
ของซัลเฟอร์ใจกว้างตัวเร่งปฏิกิริยา ) ความร้อนที่ปล่อยออกมาในช่วง
การ wgs ปฏิกิริยาเป็นส่วนใหญ่หายออกจากก๊าซ
เป็นไอน้ำซึ่งจะถูกฉีดเข้าไปในเตาปฏิกรณ์เพื่อให้แน่ใจว่า wgs
การปฏิบัติงานที่มีประสิทธิภาพ การเปลี่ยนก๊าซ rejoins ส่วน
ของแก๊สที่ผ่าน wgs . ณจุดนี้ ,
H2 / Co ) ของแก๊สสังเคราะห์ 2 -- เป็นหลัก

อัตราส่วนที่เหมาะสมสำหรับการสังเคราะห์เมทานอล ก๊าซที่มีกำมะถัน เป็นหลักเป็นก๊าซไฮโดรเจนซัลไฟด์
( h2s )