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2025년 12월 1일 (월) 04:07 판

프로젝트 개요

기술개발 과제

국문 : 바이오매스-폐플라스틱 기반 e-SAF 생산: Gasification 및 Alcohol-to-Jet 경로 비교 설계

영문 : Design Comparison of Gasification and Alcohol-to-Jet Pathways for Biomass and Waste-Plastic Based e-SAF Production

과제 팀명

유준재교수님2팀

지도교수

000 교수님

개발기간

2025년 9월 ~ 2025년 12월 (총 4개월)

구성원 소개

서울시립대학교 화학공학과 20203400** 채*기(팀장)

서울시립대학교 화학공학과 20193400** 서*호

서울시립대학교 화학공학과 20203400** 김*하

서울시립대학교 화학공학과 20203400** 김*찬

서울시립대학교 화학공학과 20203400** 황*한

서론

개발 과제의 개요

개발 과제 요약

◇ 본 과제는 바이오매스와 폐플라스틱을 혼합 원료로 활용하여, Gasification 및 Alcohol-to-Jet(AtJ) 경로를 통한 e-SAF(electro–Sustainable Aviation Fuel) 생산 시스템을 설계한다.

◇ 이후 두 경로의 에너지 효율, 환경성, 경제성을 비교·평가하여 최적의 e-SAF 생산 기술을 도출한다.

◇ Aspen Plus 기반의 공정 모델링 및 물질수지 분석을 수행하고, 원료 조성 변화(바이오매스:폐플라스틱 비율)에 따른 성능 차이를 정량적으로 검증한다.

◇ 이를 통해 혼합 폐자원의 고부가 전환과 항공연료 탈탄소화를 동시에 달성하는 지속가능형 e-SAF 공정 모델 제시한다.

개발 과제의 배경

◇ 국제민간항공기구(ICAO)는 2050년 탄소중립(CO₂ Net Zero)을 목표로 SAF(Sustainable Aviation Fuel) 상용화를 적극 추진하고 있다. 그러나 현재 상용화된 SAF의 대부분은 식물성 오일 기반 HEFA(Hydroprocessed Esters and Fatty Acids) 공정에 의존하고 있어, 식량 자원과의 경쟁 및 원료 공급의 한계가 존재한다.

◇ 이에 따라 비식물성 원료 기반의 차세대 SAF 기술 개발이 필수적이며, 바이오매스와 폐플라스틱의 혼합 전환 공정은 탄소 저감과 폐기물 문제 해결을 동시에 달성할 수 있는 유망 대안으로 주목받고 있다.

◇ Gasification과 Alcohol-to-Jet 경로는 다양한 저급 원료를 고품질 항공유로 전환할 수 있는 기술적 잠재력을 보유하고 있으나, 국내에서는 양 경로의 통합 설계 및 성능 비교 연구가 미흡한 실정이다. 따라서 본 과제는 혼합 원료 기반 e-SAF 생산 공정의 최적화와 상용화 가능성 검증을 통해 지속가능한 항공 연료 공급망 구축에 기여하고자 한다.

개발 과제의 목표 및 내용

◇ 바이오매스·폐플라스틱 혼합 원료 기반 e-SAF 생산 시스템 설계

◇ Gasification 및 Alcohol-to-Jet 경로의 효율, 환경성, 경제성 비교 분석

◇ Alcohol-to-Jet 및 Gasification 경로 비교 분석

◇ 통합 e-SAF 생산 시스템 최적 설계안 도출

관련 기술의 현황

가. State of art

◇ Synthesis of sustainable aviation fuels via (co–)oligomerization of light olefins [1]

Figure 1. Simplified reaction network of the (co–)oligomerization of a C2-4 olefin mixture without nickel-catalyzed oligomerization reactions of ethylene.

메탄올-투-올레핀(MtO) 공정에서 생산되는 올레핀(C₂–C₄)을 이용해 지속가능 항공유(SAF)를 합성할 수 있다.. 연구진은 상용 실리카-알루미나(SIRALOX) 촉매를 사용하여, 니켈이 없는 촉매(40/0Ni)와 니켈이 2 wt% 담지된 촉매(40/2Ni)의 반응 특성을 비교했다. 반응은 120 °C, 32 bar에서 수행되었다. 프로필렌은 높은 전환율과 함께 케로신 범위(C₉–C₁₆) 탄화수소에 대한 선택도가 90 % 이상이었고, 1-부틸렌은 주로 옥텐(C₈)으로 이량화되어 케로신 선택도가 약 70 %로 낮았다. 니켈을 담지하면 에틸렌의 반응성이 높아지지만, 분지도가 줄어들어 연료의 냉유동성과 옥탄가가 저하되었다. Co-oligomerization 반응에서는 C₃ + C₄ 혼합 시 약 80 %의 케로신 선택도를 달성했으며, C₂ + C₃ + C₄ 혼합물(MtO 유사 조성)에서는 니켈이 없을 때 에틸렌이 반응하지 않았고, 니켈이 있을 때는 에틸렌 전환은 이루어졌으나 생성물이 짧아지고 품질이 낮아졌다. 이를 개선하기 위해 니켈 촉매층과 무니켈 산촉매층을 직렬로 배치한 결과, 에틸렌 전환과 높은 분지도(isoindex ≈ 1.97), 케로신 선택도(81 %)를 동시에 얻었다. 200 시간의 장기 실험에서도 촉매는 안정적으로 작동했으며, 평균 케로신 선택도는 63 %였다. 생성 연료는 ASTM D7566 기준 대부분을 충족했고(발열량 43.3 MJ/kg, 밀도 773 kg/m³), 어는점만 약간 높았다. 결론적으로, C₂–C₄ 올레핀의 Co-oligomerization는 지속가능 항공유 생산의 유망한 경로이며, 니켈-무니켈 촉매 조합을 통해 에틸렌 전환과 연료 품질을 동시에 개선할 수 있음을 입증했다.

◇ (Co-)Oligomerization of Olefins to Hydrocarbon Fuels: Influence of Feed Composition and Pressure [2]

Figure 2. Product distribution for different olefin feedstocks (reaction conditions: T = 120 C, pOlefins = 32 bar, ptotal = 40 bar, WHSV =4h–1).

이 연구는 메탄올로부터 유래한 C₂–C₄ 올레핀 혼합물을 니켈이 담지된 실리카-알루미나 촉매 위에서 co-oligomerization하여 휘발유 및 항공유 범위의 탄화수소 연료를 생산하는 과정을 다루었다. 반응은 120 °C의 온도에서 수행되었으며, 올레핀 조성(에틸렌, 프로필렌, 1-부틸렌의 혼합비)과 압력(16–32 bar)의 변화가 생성물 분포와 구조에 미치는 영향을 체계적으로 분석하였다. 단일 올레핀(예: 1-부틸렌)을 사용할 경우, C₈과 C₁₂ 등 특정 사슬길이의 올리고머가 우세하게 생성되며, C₈ 생성물이 약 55 wt%, C₁₂가 약 20 wt%를 차지했다. 그러나 두 종류 이상의 올레핀을 혼합하면 반응 경로가 다양해져 C₇~C₁₂ 범위의 탄화수소가 균등하게 분포하는 혼합연료가 형성되었다. 에틸렌, 프로필렌, 1-부틸렌을 40 : 40 : 20 mol%로 혼합한 경우에도 전체 선택성의 90 % 이상이 휘발유 및 항공유 범위(C₅–C₁₆) 탄화수소로 나타났다. 제품 구조를 보면, 생성된 C₈ 올리고머의 약 80 wt%가 double-branched 구조를 가지며, 이는 옥탄가(RON)가 70~80 수준으로 휘발유 블렌딩용으로 적합하다. 삼중 가지형은 2 wt% 이하로 소량 존재했다. 이는 프로필렌의 이성질화로 인해 2-부틸렌이 형성되고, 그 결과 이중 가지 구조의 옥텐이 주로 생성되기 때문으로 해석된다. 압력 변화에 따른 영향도 분석되었다. 올레핀 분압을 16 bar에서 32 bar로 높이면 프로필렌 전환율이 65 %에서 91 %로 증가하며, 액상 생성물 비율이 높아졌다. 그러나 반응 생성물은 짧은 사슬(C₉ 중심) 방향으로 약간 이동했으며, 고압에서는 고분자체(C₁₃ 이상) 생성이 억제되어 코크 형성 및 촉매 비활성화가 감소했다. 이러한 조건에서 촉매의 장기 안정성이 향상되고 재생 주기가 길어졌다. 가지침(branching)과 이성질화의 정도는 압력 변화에 크게 영향을 받지 않았으며, 모든 경우에서 이중 가지형 C₈ 성분이 우세했다. 결론적으로, 니켈/실리카-알루미나 촉매를 이용한 올레핀 co-oligomerization 공정은 메탄올로부터 유래한 재생가능한 올레핀을 고품질 휘발유·항공유로 전환할 수 있는 효율적 경로임이 확인되었다. 생산된 연료는 방향족을 포함하지 않아 입자상 배출을 줄일 수 있으며, 기존 연료 인프라에서도 그대로 사용할 수 있는 지속가능한 대체연료로서 높은 잠재력을 지닌다.

나. 논문조사

◇ Optimization of Sustainable Aviation Fuel Production through Experiment-Driven Modeling of Acid-Catalyzed Oligomerization [3].

Figure 3. Scheme of the oligomerization reaction network.

메탄올로부터 지속가능항공연료(SAF)를 생산하는 공정을 실험 기반 모델링을 통해 최적화할 수 있다. 메탄올을 올레핀으로 전환(MTO)하고, 이를 산 촉매 하에서 올리고머화하여 C8–C16 탄화수소(항공유 범위)를 만드는 과정을 다룬다. 연구진은 복잡한 반응 네트워크를 단순화해 총 7개의 반응속도 상수로 구성된 반응속도론적 모델을 Python으로 구축했다. 실험은 ASA-50(무정형 실리카-알루미나) 촉매를 이용한 유동식 고정층 반응기에서 수행되었으며, 50 bar, 423–603 K 범위에서 여러 C3–C7 올레핀 혼합물을 반응시켜 데이터를 확보했다. 모델은 플러그 플로우 반응기(PFR) 방정식을 기반으로 하며, 올리고머화는 2차 반응, 크래킹은 1차 반응으로 가정한다. 각 반응속도상수는 탄소수에 따라 지수함수적으로 변화한다고 설정해 반응물 탄소수의존성을 단순화했다. 차등진화 알고리즘을 이용해 모델을 실험 데이터에 회귀시켰고, 얻어진 매개변수는 데이터 세트에 무관하게 일관된 값을 보여 과적합이 없음을 확인했다. 모델로부터 올리고머화 활성화에너지는 39 kJ mol⁻¹, 크래킹은 121 kJ mol⁻¹로 계산되며, 모델이 실험결과를 ±0.2 g dm⁻³ 오차 내로 잘 재현한다. 이후 저자들은 SAF 생산성을 최대화하기 위한 평가함수(FUN)를 정의하여, C8–C16 생성량(JF_prod), C17+ 생성억제(Y_H), SAF 범위 내 균질성(S)을 동시에 고려해 최적조건을 탐색했다. 최적 조건은 C4·C5 올레핀이 주성분이고, 소량의 C3·C6·C7이 선택도 조절용으로 포함된 혼합원료였다. 이 조성에서 모델이 예측한 SAF 수율은 68%, 생산속도는 2.1 g_SAF g_cat⁻¹ h⁻¹로, 실험치(66%, 2.2)와 매우 유사했다. 결론적으로 C4–C5 올레핀이 SAF 생산에 가장 유리하며, 이는 MTO 공정의 목표 생성물 조성 설계에 직접 반영될 수 있다. 개발된 모델은 단순하지만 ASA 촉매의 반응성을 정량적으로 잘 예측하며, 향후 MTO–올리고머화 통합공정 시뮬레이션 및 공정 엔지니어링 최적화의 기초가 될 수 있다.

◇ Interstage coolin in absorber: Pilot test and process modification of CO2 chemical absorption for top gas recycling-oxygen blast furnace; Technological modifications in pilot research on CO [4, 5].

Figure 4. Absorber temperature distribution along the plate numbers [4].

Figure 5. Regeneration energy reduction through AIC [4].

Absorber에서 일어나는 반응은 발열반응이기 때문에 Absorber 하단의 온도를 상승시키고 이는 mass transfer를 방해하는 요인이 된다. 즉 rich loading 값이 제한될 수 있다. 따라서 intercooling을 통해서 중간 tray에 냉각을 시켜 더 많은 CO2를 흡수할 수 있게 할 수 있다 [4]. Xie et al에 의한 연구의 Figure 4는 absorber의 temperature profile을 보여준다 [4]. Column 가운데에 AIC (Absorber Interstage Cooler)를 설치하여 발열반응으로 인해 나온 열을 제거해, CO2 포집에 더 용이한 환경을 조성했다. Figure 5는 AIC가 적용되기 전과 후의 regeneration energy를 비교한 것을 나타낸다. MEA를 사용한 공정에서 필요한 regeneration energy가 8.47% 감소하여 3.78 GJ/tonneCO2의 값을 나타낸다. 이는 냉각으로 인한 효율적인 포집을 통해, 더 적은 regeneration energy로 같은 양의 CO2를 포집할 수 있다는 의미이다.

Figure 6. Operating and equilibrium lines for the intercooling process [5].

Spietz et al의 Figure 6는 intercooling으로 인해 발생하는 operating line과 equilibrium line의 차이를 보여주고 있다 [5]. CO2의 partial pressure가 intercooling으로 인하여 변화하고, 이는 absorber에서 driving force (CCO2, eq - CCO2, liquid)를 향상시켜준다.

본 공정에서 Aspen Plus에 적용하기 위해선 pump around 기능을 이용해 cooling을 해서 다시 넣어주는 방법을 사용할 수 있다.

◇ Semi lean solvent: Process integration and design for maximizing energy efficiency of a coal-fired power plant integrated with amine-based CO2 capture process [6].

Figure 7. Optimal flowsheet of a CO2 capture plan with combined process modifications.

Oh at el는 6.1의 inter-cooling, semi-lean solvent, rich solvent split 세 가지 방식을 적용시켜 3.21 GJ/tonneCO2를 달성하였다 [6]. 여기서 semi-lean solvent의 방식에 주목하였다. Semi-lean solvent는 sripper 중간부에서 부분적으로 재생된 solvent를 말한다. 이를 냉각시켜 absorber로 다시 주입하는 방식으로 에너지를 절감한다. 모든 solvent를 lean 상태로 만들기 위해선 상당한 regeneration energy가 필요하다. 따라서 일부 용액을 stripper 중간에서 뽑아 absorber에 주입하여 다시 흡수 용액으로 재사용한다. 이를 Aspen Plus에 적용할 때, semi-lean withdraw stage 산정이 가장 중요할 것이다. 너무 상단에서 뽑게 된다면 absorber에서의 흡수 능력이 떨어질 것이고, 너무 하단에서 뽑게 된다면 이미 많은 reboiler energy가 사용되었을 것이다. 따라서 sensitivity analysis를 통해서 적절한 withdraw stage를 선정하는 것이 가장 중요한 인자이다.

◇ Mechanical Vapor Recompression (MVR): Comparative desorption energy consumption of post-combustion CO2 capture integrated with mechanical vapor recompression technology.[7]

Figure 8. Flowsheet of Lean Vapor Recompression

Mechanical Vapor Recompression이란 stripper로부터 들어오는 혹은 나오는 고온의 solvent를 flash 후 compress해서 새로운 열원으로 쓰는 개념이다. 이는 기존 reboiler에서 사용되는 steam의 양을 줄일 수 있고, reboiler energy 또한 줄어들게 된다. Figure 8은 lean solvent를 flash 한 후, flashed vapor를 compress해서 stripper에 주입해 새로운 열원으로 쓰이는 공정을 나타낸다. 하지만 이 공정은 flash 후에 액체상의 온도가 낮아진다는 단점이 있다. 이는 heat exchanger로 인한 열전달에 불리하고, 궁극적으론 stripper으로 주입되는 rich solvent의 온도 하락을 야기한다.

Figure 9. Direct rich solvent split flow to reboiler integrated with LVR (DRS-LVR)

이로 인해 등장한 대안은 Direct rich solvent split flow to reboiler integrated with LVR이다. 이는 rich solvent를 split하여 대부분은 stripper로 바로 주입하고, 나머지 일부는 reboiler로 바로 주입된다. 이를 통해 heat exchanger의 열부하를 줄일 수 있다. 위의 LVR 공정과 다르게, heat exchanger는 일부의 rich solvent에 의해서만 열교환을 하기 때문에, stripper로 들어가기 전의 rich solvent의 온도가 조금 더 효율적으로 오를 수 있다. Li et al은 DRS-LVR로 인해 기존 공정에 비하여 20%의 reboiler duty 감소를 달성했다. 이 공정을 Aspen plus에 적용하려면 split ratio의 최적화가 필요하다. Figure 9에서 보이는 SF-1과 SF-2와의 split ratio를 sensitivity analysis를 통하여 분석할 필요가 있다. 뿐만 아니라 flashed vapor를 compress하는 electric cost, 관련 설비에 대한 CAPEX 등 열에너지 관점 뿐만 아니라 종합적인 Techno economic analysis를 통하여 경제성을 판단할 필요가 있다.

개발과제의 기대효과

기술적 기대효과

◇ 공정 다양화에 따른 SAF 생산 유연성 확보 동일한 가스화 공정에서 생성된 합성가스를 대상으로, FT 경로와 MeOH–AtJ 경로를 병렬 비교함으로써 합성가스 조성(H₂/CO 비율), 원료 공급 상황, 운전조건 변화 등 외부 변수에 대응 가능한 다양한 SAF 생산 루트를 확보할 수 있다. 이는 원료공급망이 불안정한 폐자원 기반 시스템에서 공급 안정성과 기술적 회복탄력성을 강화하는 효과가 있다. 향후 시장·정책·인프라 조건에 따라 최적 경로를 선택적·가변적으로 운전할 수 있는 공정 유연성을 확보한다.

◇ 통합 시뮬레이션 기반의 성능·효율 비교 및 최적화 가능 Aspen Plus를 활용해 두 경로의 물질·에너지 수지, 열통합, CO₂ 배출량을 정량적으로 비교함으로써, 경제성, 이산화탄소 저감 효과 등을 체계적으로 평가할 수 있다. 이를 통해 각 경로의 장단점을 기술적으로 명확히 규명하고,최적 운전 조건 및 통합 운영전략을 도출하는 데 기여한다. 연구 결과는 향후 폐자원 기반 SAF 공정의 설계 표준화 및 scale-up 전략에 활용 가능하다.

경제적, 사회적 기대 및 파급효과

◇ 국내 폐자원 기반 SAF 공급망 구축 두 SAF 생산 경로를 모두 고려함으로써, 국내에서 발생하는 바이오매스 및 폐플라스틱 자원을 항공연료로 전환할 수 있는 기술 포트폴리오를 확보한다. 이는 해외 원유·연료 수입 의존도를 줄이고, 국가 차원의 SAF 자급률 향상 및 공급 안정성 확보에 기여한다. 또한 원료 수거·전처리–가스화–SAF 생산으로 이어지는 지역 분산형 가치사슬 구축이 가능해진다.

◇ SAF 생산비용 저감 및 경제성 분석 근거 확보 각 공정의 CAPEX, OPEX, 연료 생산단가를 산정하여 경제성 비교지표를 도출한다. 이를 통해 투자비·운전비·공정효율 간 상관관계를 분석하고, 향후 상용화를 위한 비용 최적화 전략 및 투자 의사결정 근거를 제시한다. 결과적으로, 정책적 인센티브나 배출권 거래제 적용 시 경제적 타당성을 평가하는 데이터 기반을 마련한다.

◇ 탄소중립 및 순환경제 전환에의 기여 가스화–SAF 통합 시스템을 통해 폐기물의 고부가가치 자원화, CO₂ 배출 저감, 친환경 항공연료 공급이 동시에 가능하다. 이는 정부의 2050 탄소중립 로드맵과 항공연료 SAF 혼합의무제(2030년 10%)에 대응하며, 지속가능 항공산업 전환의 핵심 기술 근거로 작용한다.

기술개발 일정 및 추진체계

개발 일정

구성원 및 추진체계

◇ SAF 관련 공정 자료 및 연구동향 조사

SAF 생산 관련 각 공정의 특성을 조사하고 Alcohol-to-Jet 및 Gasification에 필요한 공정에 대한 최신 연구 동향을 파악한다.

◇ Alcohol-to-Jet(Membrane을 통한 분리, Oligomerization)

에탄올에서 에틸렌, 올리고머, 수소첨가 과정을 거치는 반응 메커니즘을 설계하고, membrane 투과 유량 계산 식을 활용하여 공정 최적화를 수행한다. 그 중 Oligomerization은 프로필렌과 뷰텐은 따로 분리하지 않고 동시에 Oligomerization하는 공정을 설계하고자 한다. 또한 각 반응 단계의 탄소수지와 에너지 효율을 정량적으로 평가하여 AtJ 경로의 최적 운전 조건을 도출한다.

◇ Gasification(FT process, hydrocracking)

선행연구 논문의 FT process 생성물 분포 계산식을 활용하여 생성물 양을 계산하고, 이를 문헌 및 실험 데이터와 비교하여 모델의 타당성을 검증한다. 또한 HYSYS 모델을 통해 Hydrocracking을 수행하여 SAF 생산 효율을 극대화한다.

◇ CCU

MEA(Monoethanolamine) 흡수제를 이용한 CO₂ 포집 공정(CCU)을 중심으로 모델링을 수행한다. 흡수탑과 재생탑을 포함한 공정을 Aspen Plus 기반으로 시뮬레이션하여 흡수제 농도, 흡수온도, 재보일러 열부하 등 주요 인자를 최적화한다. 이를 통해 포집 효율을 90% 이상으로 향상시키고, SAF 생산 공정과의 열 통합을 통해 전체 시스템의 에너지 소비를 최소화한다.

◇ Alcohol-to-Jet 및 Gasification 경로 비교 분석 및 경제성 평가

Alcohol-to-Jet 및 Gasification 경로별 경제성을 비교·평가한다. Aspen Plus 결과를 기반으로 CAPEX·OPEX를 산정하고, LCA(Life Cycle Assessment)를 통해 에너지 효율, 생산단가, 탄소저감 효과를 종합적으로 분석한다. 이를 통해 각 경로의 상용화 가능성을 검토하고, 효율성과 환경성을 동시에 만족하는 최적의 e-SAF 생산 경로를 제시한다.

◇ 최종 보고서 및 발표자료 준비

각 공정의 시뮬레이션 결과를 시각화하고, 에너지 효율·경제성·탄소저감률 등 주요 지표를 종합 분석한다. 마지막으로 연구성과를 기반으로 향후 e-SAF 공정의 확장 가능성과 산업적 적용성을 제시한다.

목표 달성을 위한 설계 방법

◇ SAF 생산경로 설계

바이오매스-폐플라스틱으로부터 SAF를 생산하는 경로로 두 가지를 제시한다. 두 경로는 모두 가스화 공정으로 합성가스를 만드는 전처리를 거친다. 첫 번째 경로 (FT)는 합성가스에서 FT 반응을 통해 파라핀계 탄화수소를 제조한 뒤 분별 및 업그레이딩을 거쳐 SAF를 생산하는 경로이다. 두 번째 경로 (ATJ)는 합성가스로부터 알코올을 합성한 후, 탈수–올리고머화–수첨 공정을 거쳐 항공유 범위의 아이소파라핀을 제조하는 경로이다.

Fig 10. BFD of Integrated Process (Gas-FT and Gas-MTO process).

① Gasification Modeling

Gasification의 원료는 wood chip과 waste-HDPE를 사용한다. Wood chip은 40 × 40 × 50 mm 크기로 공급되며, waste-HDPE는 병 형태로 제공되어 가스화기에 투입하기 전 전처리가 필요하다 [8], [9]. Aspen Plus에서는 이들 원료를 proximate analtsis과 ultimate analysis을 사용하여 다음과 같이 non-conventional 타입으로 모델링 한다.

Table 1. proximate and ultimate analysis feed stock

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Gasification은 다음과 같은 가정을 기반으로 설계되었다: 공정의 모든 반응은 평형 상태에 도달한다; char는 탄소만으로 구성된다; ash은 불활성 물질로, 반응에 참여하지 않는다; tar 및 고 탄화수소 생성을 무시한다. Downdraft gasification에서 미반응 char의 yield는 일반적으로 6~10%이므로 [10], 본 설계에서는 대표 값으로 8%를 가정. 고온 가스화 공정에서는 Boston-Mathias 알파 함수가 적용된 Peng-Robinson 상태방정식(PR-BM)을 물성 모델로 사용한다 [11], [12]. 시스템의 엔탈피 계산에는 HCOALGEN 모델을, 밀도 계산에는 DCOALIGT 모델을 적용하였다.

원료는 waste-HDPE와 wood chip의 혼합물로, 2000 tonne/day 공급의 대규모 운전 조건을 가정한다. Waste-HDPE와 wood chip의 비율은 Feed Plastic Content(FPC) 파라미터(eq. 1)에 의해 결정된다.

Fixed-bed gasifier에서는 균일한 충전층을 유지하기 위해 feedstock이 덩어리 형태 또는 chip 형태여야 하며, 대형 입자는 기체 흐름의 불균일이나 막힘을 방지하기 위해 피해야 한다 [13]. wood는 chip 형태로 공급되어 추가 전처리가 필요 없으나 [8], waste-HDPE는 병 형태로 공급되기 때문에 fixed-bed gasifier의 feedstock 요건을 충족하기 위해 전처리 과정을 거쳐야 한다 [9]. 따라서 waste-HDPE는 해머 밀을 사용해 작은 조각으로 파쇄한 후 pelletizer (입자화 장치)를 통해 균일한 크기의 입자로 가공하여 fixed-bed gasifier 내에서 안정적인 기체 흐름을 확보한다 [14].

Fig 11. Schematic diagram of a downdraft gasifier [15].

Fig 10은 downdraft gasification 과정을 drying, pyrolysis, oxidation, reduction 네 구역으로 구분하고 있다[15]. drying과 pyrolysis는 별도로 모델링하며, oxidation과 reduction은 gasifier unit에서 동시에 발생한다고 가정한다. 먼저 drying 구역은 RStoic 반응기(GSDRYPW, GSDRYBM)를 사용해 feedstock을 dried feed (DRIED-PW, DRIED-BM)와 moisture (MOIS-PW, MOIS-BM)로 전환하며, 운전 조건은 110 °C, 1 atm으로 설정하였다. 그 다음 pyrolysis 구역은 RYield 반응기(GSPYRPW, GSPYRBM)로 모델링하여 nonconventional feedstock을 C, H₂, O₂, N₂, CO₂, S, ash 등의 conventional 성분으로 분해하며, 운전 조건은 350 °C, 1 atm이다. 이후 RYield 생성물과 drying 구역 수분을 gasifying agent인 공기와 혼합하는데, 공기량은 Equivalence Ratio(ER)에 의해 결정된다 [15]. ER은 eq.(1)와 같다.

산화 및 환원 구역, 즉 gasification zone은 RGibbs reactor(GSGIBBS) [16]를 사용해 모델링한다. 해당 반응기는 완전 화학 평형 하에서 계 전체의 깁스 자유 에너지를 최소화하는 출구 조성을 산출한다. R1-R8 반응을 고려하며, 운전 압력은 1 atm이다 [17]. 특히 본 공정은 autothermal이므로, gasification zone에서 발생한 열을 drying 및 pyrolysis zone에 공급한다. 이를 위해 GSGIBBS에서 RStoic 및 RYield 반응기로의 열 흐름을 설정하였다. 실제 gasification zone에서 화학 평형이 완전히 도달하지 않는다. 이를 시뮬레이션에서 반영하기 위해 REquil reactor(GSEQUIL)를 사용해 approach temperature를 구현하였다 [17], [18].

Gasification 공정에서 생성된 syngas에는 입자상 물질(particulates), 알칼리 화합물(alkali compounds), 질소 화합물(nitrogen compounds), 황 화합물(sulfur compounds) 등 다양한 오염 물질이 포함되어 있다 [19]. Syngas 정제는 입자상 물질 제거를 위해 cyclone separation을, 알칼리 종 및 입자상 물질 제거를 위해 direct-contact water quenching을, 황 화합물 및 이산화탄소 제거를 위해 acid gas removal을, 추가적인 황 제거를 위해 zinc oxide bed를 이용해 수행하였다 [19], [20], [21].

Cyclone(CLCYCLOEN)은 feedstock 내 무기회분과 가스화 과정에서 생성된 char로 구성된 입자상 물질을 제거한다 [19], [22]. Raw syngas stream(SYNGAS1)는 cyclone을 통과하면서 ash + char stream으로 분리되고, 이어서 direct-contact water quenching을 통해 acid gas removal unit의 운전 온도인 40 °C로 냉각된다 [19]. 이 과정에서 alkali species가 응축 및 제거되어 downstream 장비 손상을 방지한다 [21]. Direct-contact water quenching (CLQUENCH)은 Mixer, Cooler, Flash2 블록을 사용해 모델링 되었으며, quenching water는 syngas 질량 유량의 3배로 공급된다.

Wood chip 내 황 함량으로 인해 gasification 과정에서 생성된 syngas에는 H₂S와 COS 같은 황 화합물이 포함된다 [23]. 이러한 화합물은 steam methane reforming에 사용되는 nickel-alumina와 같은 후단 공정의 catalysts를 비활성화 시킬 수 있으므로 50 ppb 수준으로 제거해야 한다 [24], [25]. acid gas removal 공정을 통해 H₂S 농도를 약 4 ppm까지 저감할 수 있다 [19]. 추가로 zinc oxide bed를 설치해 H₂S를 50 ppb 이하로 더욱 저감한다 [26]. acid gas removal (CLAGR)과 zinc oxide bed (CLZNO) 유닛은 Separator block으로 모델링하였다. LO-CAT process는 acid gas removal unit과 zinc oxide bed 모두에서 나온 H₂S를 처리하는 데 사용된다. 염기성 용액 속의 ferric-EDTA chelate을 이용해 H₂S를 고체 황으로 선택적으로 전환한다 [27]. LO-CAT (CLLOCAT) unit은 Separator block으로 모델링하였다.

가압을 위해 UPCOMP1, UPCOMP2, UPCOMP3, UPCOMP4 네 대의 compressor를 4단계로 사용하여 정제된 syngas의 압력을 1 atm에서 20 atm으로 높인다. Compressor를 네 대를 사용해서 단계별로 가압하는 이유는 interstage cooling 없이 높아진 온도에서 가압을 계속 진행하게 된다면 energy efficiency를 저해하기 때문이다. 각 단계의 압력비는 2.26이며, 각 compressor 전에는 interstage cooler를 통해 가스를 30°C로 냉각한다 [28].

Steam methane reforming (SMR)을 사용하여 CH4를 H2로 전환한다. SMR reactor는 Ni/MgAl2 촉매 하에서 850°C, 30atm으로 운전한다. SMR 반응은 다음과 같다.

Steam methane reforming reaction

Water gas shift reaction

SMR reactor에 LHHW kinetics reaction model [29]을 알고 있으므로 RPlug reactor(R-401)를 사용해 Packed Bed Reactor(PBR)을 구현했다. 내부는 isothermal로 가정했고, PBR은 pressure drop의 영향이 크기에 Ergun Equation을 이용해 pressure drop을 고려했다. 이때 필요한 촉매의 밀도, 지름, 공극률은 참고문헌에 따라 설정했다 [29].

Table 2.

② Fischer-Tropsch Modeling

FT 촉매 합성은 다양한 알케인을 생성하는 높은 발열 반응의 공정이다. Swanson(2010)은 Multi-Tubular Fixed Bed(MTFB) 반응기와 Slurry Bed 반응기를 제시하였다. MTFB는 다수의 catalyst tubes를 갖추고 있으며, 튜브 외부에서 steam generation을 통해 열을 제거한다. 이는 operating 과 liquid/wax removal이 간단하지만 비싸다는 단점이 있다. Slurry Bed는 촉매를 액체 속에 골고루 분산하여 하부에서 syngas를 bubbling하여 반응을 수행한다. 이는 Operating 과 Liquid/Wax removal이 복잡하지만 MTFB의 공정보다 40%정도 경제적이라는 장점이 있다 [19]. 이번 통합공정에서는 MTFB 반응기를 기반으로 설계하였으며 200~240°C의 Low Temperature 조건에서 운용될 것이며, 촉매로는 Cobalt를 사용하였다. 생성물은 디젤 범위의 연료와 왁스 제품, 그리고 케로신(SAF)에 해당하며, 특히 긴 탄소 사슬 wax에 대한 선택도가 높다. FT반응은 다음과 같다 [19].

반응물의 mole fraction은 다음과 같은 식으로 나타나고 [19], 이에 대한 그래프가 Fig 11과 같이 나타난다.

Fig. 12. F-T product distribution as a function of chain growth factor

i는 alkane의 사슬 길이로 이를 통하여 반응물에서 각 alkane의 비율을 알 수 있다 [19]. a가 높을 경우 고 탄소 화합물이 주로 생성이 되고, a값이 낮을 경우 저탄소 화합물이 생성이 된다. 본 설계에서는 a의 값을 0.9로 가정하고 설계하였다 [30]. FT의 single pass conversion은 40%로 가정하여 운전한다. 미반응한 syngas는 recycle하여 66%의 전체 conversion으로 가정한다. Aspen 에서는 R-Stoic (FTREAC)을 통해서 모사하였다.

③ Methanol Synthesis Modeling

ATJ 경로로 SAF를 생산하기 위해 SMR reactor로부터 공급된 합성가스를 반응시켜 메탄올을 얻고자 한다. SMR reaction에서 생성된 mixture의 H2O를 Flash (V-401)로 분리해주고, 남은 합성가스는 MeOH 합성을 위해 50bar로 가압해준다 [35]. Reaction은 250℃에서 이루어지고 생성된 mixture는 100℃로 냉각된다. Methanol reactor에서 일어나는 반응은 다음과 같다.

위 반응의 kinetic reaction[36]을 R-Plug reactor(R-402)에 적용하여 PBR reactor(Cu/ZnO/Al2O3)로 모사했다. 내부는 isothermal 조건으로 운전하고, Ergun Equation을 이용하여 pressure drop을 고려했다. Ergun Equation에 고려되는 촉매의 특성은 다음과 같다.[31]

Table3.

합성가스에서 메탄올을 합성하는 반응은 열역학적 한계에 의해 single pass 수율이 약 30%로 제한된다. 이를 보완하기 위해 반응하지 않은 off gas를 recycle loop를 통해 다시 활용하여 conversion을 높일고자 한다. Flash를 거친 off gas는 Furnace에 필요한 열량만큼 SPLIT block을 통해 15-2 stream으로 분리된다. 남은 off gas는 recycle loop를 통하여 C-403에 공급된다. 이때, 불활성 기체 (CH4, N2 등)의 축적을 막기 위해 purge stream을 지정해준다.

④ Carbon Capture Unit Modeling

내용

⑤ Methanol to Olefin

내용

⑥ Oligomerization & Hydrogenation

내용

⑦ Hydrocraking Modeling

내용

⑧ Distillation

내용

◇ Techno Economic Analysis

내용

① Levelized Cost of Sustainable Aviation Fuel (LCoF)

내용

② Capital Expenditure (CAPEX)

내용

③ Operating Expenditure (OPEX)

내용

④ TEA resultsg

내용

개발 과제 핵심 결과

내용

개발 과제 평가

내용

개발 과제 관련 향후 전망

내용

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 ====③	 Methanol Synthesis Modeling====
-내용
+ATJ 경로로 SAF를 생산하기 위해 SMR reactor로부터 공급된 합성가스를 반응시켜 메탄올을 얻고자 한다. SMR reaction에서 생성된 mixture의 H2O를 Flash (V-401)로 분리해주고, 남은 합성가스는 MeOH 합성을 위해 50bar로 가압해준다 [35]. Reaction은 250℃에서 이루어지고 생성된 mixture는 100℃로 냉각된다. Methanol reactor에서 일어나는 반응은 다음과 같다.
+[[파일:6-4.png]]
+위 반응의 kinetic reaction[36]을 R-Plug reactor(R-402)에 적용하여 PBR reactor(Cu/ZnO/Al2O3)로 모사했다. 내부는 isothermal 조건으로 운전하고, Ergun Equation을 이용하여 pressure drop을 고려했다. Ergun Equation에 고려되는 촉매의 특성은 다음과 같다.[31]
+Table3.
+[[파일:6-5.png]]
+합성가스에서 메탄올을 합성하는 반응은 열역학적 한계에 의해 single pass 수율이 약 30%로 제한된다. 이를 보완하기 위해 반응하지 않은 off gas를 recycle loop를 통해 다시 활용하여 conversion을 높일고자 한다. Flash를 거친 off gas는 Furnace에 필요한 열량만큼 SPLIT block을 통해 15-2 stream으로 분리된다. 남은 off gas는 recycle loop를 통하여 C-403에 공급된다.
+이때, 불활성 기체 (CH4, N2 등)의 축적을 막기 위해 purge stream을 지정해준다.
 ====④   Carbon Capture Unit Modeling====