本論文探討利用物理吸收將煤炭氣化廠含酸廢氣中之二氧化碳與硫化氫分離之程序合成與設計。本研究考慮兩個案例：案例一以DEPG (二甲醚聚乙二醇) 為吸收劑來捕捉酸氣的製程，案例二則是甲醇為吸收劑。兩個研究案例均採Aspen Plus製程軟體之最新熱力學模式－PC-SAFT EOS，以精準得模擬酸氣之吸收。其次，針對此兩製程進行狹點技術及換熱器網路分析，以比較熱能整合前後的能源需求和成本花費。最後，再從經濟觀點比較兩個製程的優缺點。兩個案例含酸廢氣年處理量約為40萬公噸，以分離出來的二氧化碳純度為99 mol%及硫化氫純度為90 mol%定為設計目標，製程模擬的結果顯示出兩個案例均超過此設計目標。
本論文利用兩套軟體進行研究：“Aspen Plus” 與 “Super Target” 。前者用於程序合成、設計與模擬；後者則用於狹點分析與換熱器網路合成。

In this thesis, we focus mainly on the chemical process synthesis and design of separation of carbon dioxide and hydrogen sulfide of waste acid gas from a coal-gasification plant.  This study considered two cases: Case 1, this is the DEPG, dimethyl ethers of polyethylene glycol, as absorbent to capture the acid gas process. Case 2, this is the methanol as absorbent.  In order to get accurate simulation of acid gas absorption, two cases are both completed by the latest thermodynamic property model—PC-SAFT EOS of the Aspen Plus software.  The next, the demand of energy and the cost of two processes that through the pinch technology for the analysis of heat exchanger network are compared with/without the heat integration.  Finally, from an economical point of view, we compared the advantages and disadvantages of two processes.  In both cases, acid gas was dealt with about 400,000 tonnes per year and design goals are the purity of 99 mol% separation of carbon dioxide and the purity of 90 mol% hydrogen sulfide.  Simulation results show that the two cases more than this design goals. 
Two kinds of software were utilized in the research—Aspen Plus and SuperTarget. The former was used to carry out the process synthesis, design, and simulation; the latter was used to implement the pinch analysis and the synthesis of heat exchanger network.

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英文摘要 ii
目錄 iii
圖目錄 vi
表目錄 xii

第一章  緒論 1
1.1  研究動機 1
1.2  研究目的與方法 4
第二章  理論基礎 6
2.1  程序合成與設計理論 6
2.1.1  程序合成之經驗法則 6
2.1.2  洋蔥模式 9
2.1.3  程序的核心-反應器 10
2.1.4  分離和回流 10
2.1.5  換熱器網路 11
2.1.6  公用設施 11
2.2  熱能整合原理 12
2.3  狹點原理 16
2.3.1  狹點技術 19
2.3.2  數據擷取 21
2.3.3  狹點分析 24
2.3.4  換熱器網路合成27
2.3.5  換熱器網路組態設計28
2.4  Aspen Plus模擬軟體簡介 29
2.4.1  Aspen Plus基本架構： 29
2.4.2  Aspen Plus模擬步驟： 30
2.5  SuperTarget換熱器網路設計軟體簡介 31
2.6  設計範例 32
第三章	酸氣吸收之處理技術 46
3.1前言 46
3.2  DEPG之熱物性質 48
3.2.1  DEPG溶劑的理想氣體熱容、氣體壓力、液體密度和液體熱容 49
3.2.2  DEPG溶劑的氣液平衡 53
3.2.3  DEPG溶劑的模擬與實驗數據的驗證 56
3.3  甲醇之熱物性質 58
3.3.1  在PC-SAFT模式中甲醇的各項參數設定 58
3.3.2  甲醇的模擬與實驗數據比較 63
第四章  DEPG溶劑吸收酸氣之程序合成與設計 64
4.1  前言 64
4.2  製程描述 66
4.3  Selexol製程之程序合成與設計 68
4.3.1  DEPG溶劑組成之設定 68
4.3.2  反應器之設定 71
4.3.3  多段壓縮系統、吸收塔和氣液分離槽之設定 73
4.3.4  吸收劑再生塔之設定 77
4.3.5  DEPG溶劑回流和補充液之設定 82
4.4  熱交換網路合成 88
4.4.1  數據擷取與狹點分析 88
4.4.2	換熱器網路合成 98
4.5  經濟評估 111
4.5.1  換熱器網路整合前之成本計算 112
4.5.2 換熱器網路整合後之成本計算 119
第五章  甲醇吸收酸氣之程序合成與設計 129
5.1  前言 129
5.2  製程描述 131
5.3  Rectisol製程之程序合成與設計 133
5.3.1  反應器之設定 133
5.3.2  多段壓縮系統、吸收塔和氣液分離槽之設定 135
5.3.4  吸收劑再生塔之設定 139
5.3.5  甲醇回流和補充液之設定 143
5.4  熱交換網路合成 149
5.4.1  數據擷取與狹點分析 149
5.4.2 換熱器網路合成 160
5.5  經濟評估 177
5.5.1  換熱器網路整合前之成本計算 178
5.5.2 換熱器網路整合後之成本計算 187
第六章  Selexol製程和Rectisol製程之比較 198
6.1  製造流程方面 198
6.2  經濟評估方面 199
第七章  結論與建議 201
參考文獻 204

圖1.1  煤炭氣化複循環發電系統 (IGCC) 整合設計之方塊流程圖 3
圖2.1 程序設計之洋蔥模式圖 9
圖2.2  整體分離系統組合圖 11
圖2.4  結合熱物流形成熱複合曲線 14
圖2.5  結合冷物流形成冷複合曲線 14
圖2.6  ΔTmin＝10°C和ΔTmin＝20°C的冷、熱複合曲線 15
圖2.7  複合曲線預測能源目標 17
圖2.8  換熱系統的熱源與熱沼特性 17
圖2.9  狹點分解 (零越過狹點熱流) 18
圖2.10  狹點分解 (越過狹點XP單位的熱流) 18
圖2.11  製程模擬之架構與步驟圖 20
圖2.12  線性化分段示意圖 22
圖2.13  單成分系統之相變化圖 (假設∆T=1°C) 23
圖2.14  最佳操作點之示意圖 25
圖2.15  簡例製程流程圖 34
圖2.16  熱交換器E-101之T-Q圖 35
圖2.17  熱交換器E-103之T-Q圖 35
圖2.18  熱交換器E-102熱物流之T-Q圖 36
圖2.19  熱交換器E-102冷物流之T-Q圖 36
圖2.20  蒸餾塔T-101冷凝器之T-Q圖 37
圖2.21  蒸餾塔T-101再沸器之T-Q圖 37
圖2.22  熱交換器E-103之熱物流T-Q圖 38
圖2.23  蒸餾塔冷凝器之熱物流T-Q圖 38
圖2.24  熱物流複合曲線圖 39
圖2.25  冷物流複合曲線圖 39
圖2.26  最小趨近溫度5°C的複合曲線圖 40
圖2.27  ΔTmin = 5°C時之換熱器網格圖 41
圖2.28  ΔTmin = 5°C完成換熱器網路合成之網格圖 43
圖2.29  ΔTmin = 5°C完成換熱器網路合成之最後組態設計圖 45
圖3.1  DEPG分子結構 48
圖3.2  DEPGs的理想氣體熱容圖 50
圖3.3  DEPGs氣體壓力的實驗數據回歸曲線圖 50
圖3.4  DEPGs液體密度在1bar時的實驗數據回歸曲線圖 50
圖3.5  DEPGs液體密度在10bar時的實驗數據回歸曲線圖 50
圖3.6  DEPGs液體密度在278.15K時的實驗數據回歸曲線圖 50
圖3.7  DEPGs液體密度在283.15K時的實驗數據回歸曲線圖 50
圖3.8  DEPGs液體密度在293.15K時的實驗數據回歸曲線圖 51
圖3.9  DEPGs液體密度在298.15K時的實驗數據回歸曲線圖 51
圖3.10  DEPGs液體密度在303.15K時的實驗數據回歸曲線圖 51
圖3.11  DEPGs液體密度在313.15K時的實驗數據回歸曲線圖 51
圖3.12  DEPGs液體密度在323.15K時的實驗數據回歸曲線圖 51
圖3.13  DEPGs液體密度在328.15K時的實驗數據回歸曲線圖 51
圖3.14  DEPGs液體密度在333.15K時的實驗數據回歸曲線圖 52
圖3.15  DEPGs液體密度在343.15K時的實驗數據回歸曲線圖 52
圖3.16  DEPGs液體密度在353.15K時的實驗數據回歸曲線圖 52
圖3.17  DEPGs液體密度在363.15K時的實驗數據回歸曲線圖 52
圖3.18  DEPGs液體密度在373.15K時的實驗數據回歸曲線圖 52
圖3.19  DEPGs液體熱容的實驗數據回歸曲線圖 52
圖3.20  DEPG2和CO2氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 53
圖3.21  DEPG2/DEPG3/DEPG4和CO2氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 53
圖3.22  DEPG2和H2氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 53
圖3.23  DEPG3/DEPG4和H2氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 53
圖3.24  DEPG2和H2O氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 54
圖3.25  DEPG2和N2氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 54
圖3.26  DEPG3/DEPG4和N2氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 54
圖3.27  DEPG3和Ar氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 54
圖3.28  DEPG3/DEPG4和CH4氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 54
圖3.29  DEPG2/DEPG3/DEPG4和CH4氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 54
圖3.30  DEPG4和C2H6氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 55
圖3.31  DEPG2/DEPG4和C2H6氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 55
圖3.32  DEPG2/DEPG3/DEPG4和H2S氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 55
圖3.33  DEPG4和H2S氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 55
圖3.34  DEPG4和COS氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 55
圖3.35  DEPG4和COS氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 55
圖3.36  模擬DEPG的氣體壓力和Coastal Chemical公司的實驗數據比較曲線圖 56
圖3.37  模擬DEPG的液體密度和Coastal Chemical公司的實驗數據比較曲線圖 56
圖3.38  DEPG2和H2液體熱容的實驗數據回歸曲線圖 56
圖3.39  模擬DEPG溶劑和CO2的氣液平衡並和文獻中的實驗數據比較曲線圖 57
圖3.40  模擬DEPG溶劑和Ｈ2的氣液平衡並和文獻中的實驗數據比較曲線圖 57
圖3.41  甲醇的分子結構 58
圖3.42  DIPPR的甲醇氣體壓力數據回歸曲線圖 58
圖3.43  DIPPR的甲醇液體密度數據回歸曲線圖 58
圖3.44  甲醇液體熱容的實驗數據回歸曲線圖 58
圖3.45  甲醇汽化熱的實驗數據回歸曲線圖 58
圖3.46  甲醇和CO2氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 59
圖3.47  甲醇和CO2氣液平衡(高壓)的實驗數據回歸曲線圖 59
圖3.48  甲醇和H2S氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 60
圖3.49  甲醇和CO氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 60
圖3.50  甲醇和N2氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 60
圖3.51  甲醇和N2氣液平衡(高壓)的實驗數據回歸曲線圖 61
圖3.52  甲醇和N2氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 61
圖3.53  甲醇和COS氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 61
圖3.54  甲醇和H2氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 62
圖3.55  甲醇和H2氣液平衡(高壓)的實驗數據回歸曲線圖 62
圖3.56  甲醇和CH4氣液平衡(高壓)的實驗數據回歸曲線圖 62
圖3.57  甲醇和CH4氣液平衡的實驗數據回歸曲線圖 63
圖4.1  DEPG溶劑吸收酸氣之方塊流程圖 65
圖4.2  DEPG溶劑吸收酸氣之程序流程圖 67
圖4.3  DEPG溶劑的組成設定 68
圖4.4  “Polymers” 的 “Segment” 設定 69
圖4.5  “Polymers” 的 “Oligomers” 設定 69
圖4.6  模擬DEPG溶劑組成比例的設定 70
圖4.7  Rstoic反應器 (R-101) 和 驟沸槽 (V-101) 之流程模擬圖 71
圖4.8  吸收塔的設定 73
圖4.9  高壓氣液分離槽 (V-102) 之設定圖 74
圖4.10  低壓氣液分離槽 (V-103) 之設定圖 74
圖4.11  兩段壓縮系統、吸收塔和氣液分離槽之流程模擬圖 75
圖4.12  再生塔T-102 “Design Specs”中”Specification”之設定 77
圖4.13  再生塔T-102 “Design Specs”中 “Components” 之設定 78
圖4.14  再生塔T-102 “Design Specs” 中 “Feed/Product Streams” 之設定 78
圖4.15  再生塔T-102 “Vary” 中 ”Specifications” 之設定 79
圖4.16  “Design Specs” 之結果 79
圖4.17  DEPG溶劑再生塔圖之流程模擬圖 80
圖4.18  建立一個要平衡的目標 82
圖4.19  “Mass Balance” 的設定 82
圖4.20  “Calculate”的設定 83
圖4.21  計算補充量之結果 83
圖4.22  使用Aspen Plus V7.2軟體繪製Selexol製程之流程模擬圖 84
圖4.23  酸氣和過熱蒸氣在預熱器H-101之T-Q圖 91
圖4.31  ∆T = 10oC時，Selexol製程之複合曲線圖 96
圖4.32  ∆T = 15oC時，Selexol製程之複合曲線圖 96
圖4.33  ∆T = 20oC時，Selexol製程之複合曲線圖 97
圖4.34  Selexol製程於ΔTmin = 5oC時換熱器網路合成之網格圖 99
圖4.35  Selexol製程於ΔTmin = 10oC時換熱器網路合成之網格圖 102
圖4.36  Selexol製程於ΔTmin = 15oC時換熱器網路合成之網格圖 105
圖4.37  Selexol製程於ΔTmin = 20oC時換熱器網路合成之網格圖 108
圖4.38  物料進入換熱器之示意圖 117
圖4.39  Selexol製程於ΔTmin=5oC時之程序整合流程圖 128
圖5.1  甲醇吸收酸氣製程之方塊流程圖 130
圖5.2  甲醇吸收酸氣之程序流程圖 132
圖5.3  Rstoic反應器 (R-201) 和 驟沸槽 (V-201) 133
圖5.4  吸收塔的設定 135
圖5.5  高壓氣液分離槽 (V-102) 之設定圖 135
圖5.6  中壓氣液分離槽 (V-103) 之設定圖 136
圖5.7  低壓氣液分離槽 (V-103) 之設定圖 136
圖5.8  兩段壓縮系統、吸收塔和氣液分離槽圖之流程模擬圖 137
圖5.9  再生塔T-202 “Design Specs”中”Specification”之設定 139
圖5.10  再生塔T-202 “Design Specs”中”Components”之設定 139
圖5.11  再生塔T-202 “Design Specs” 中 ”Feed/Product Streams” 之設定 140
圖5.12  再生塔T-202 “Vary”中 “Specifications”之設定 140
圖5.13  “Design Specs”之結果 140
圖5.14  甲醇溶劑再生塔圖之程序模擬圖 141
圖5.16  “Mass Balance” 的設定 143
圖5.17  “Calculate” 的設定 144
圖5.28  ∆T = 10 oC時，Rectisol製程之複合曲線圖 158
圖5.29  ∆T = 15 oC時，Rectisol製程之複合曲線圖 158
圖5.30  ∆T = 20 oC時，Rectisol製程之複合曲線圖 159
圖5.31  Rectisol製程於ΔTmin = 5oC時換熱器網路合成之網格圖 161
圖5.32  Rectisol製程於ΔTmin = 10oC時換熱器網路合成之網格圖 165
圖5.33  Rectisol製程於ΔTmin = 15oC時換熱器網路合成之網格圖 169
圖5.34  Rectisol製程於ΔTmin = 20oC時換熱器網路合成之網格圖 173
圖5.35  物料進入換熱器之示意圖 185


表1.1  煤炭氣化廠之酸氣的組成 1
表2.1  一道冷物流與一道熱物流的熱交換 12
表2.2  換熱器物流資料 13
表2.3  熱交換器物流資料表 32
表2.4  換熱器網路配對資料表 42
表3.1  氣體在DEPG的相對溶解度 49
表3.2  DEPG溶劑的組成表 57
表3.3  在1amt、-25oC下，各氣體在甲醇中的溶解度相對於CO2在甲醇的溶解度 63
表4.1  DEPG溶劑組成比例 70
表4.2  Rstoic反應器進料與產物之物流資料表 72
表4.3  兩段壓縮系統、吸收塔和氣液分離槽之物流表 76
表4.4  再生塔之物流資料表 81
表4.5  Selexol製程之物流資料表 85
表4.6  Selexol製程之熱交換器資料表 89
表4.7   Selexol製程冷熱物流表 95
表4.8  Selexol製程不同趨近溫度之比較表 97
表4.9  ΔTmin = 5oC之換熱器網路配對資料表 100
表4.10  ΔTmin = 10oC之換熱器網路配對資料表 103
表4.11  ΔTmin = 15oC之換熱器網路配對資料表 106
表4.12  ΔTmin = 20oC之換熱器網路配對資料表 109
表4.13  常用公用設施單位成本 112
表4.14  換熱器網路整合前各換熱器使用之公用設施種類 113
表4.15  未經熱能整合之各換熱器公用設施成本 115
表4.16  換熱器網路整合前之設備成本 118
表4.17  ΔTmin=5oC之各換熱器公用設施成本 119
表4.18  ΔTmin=5 oC之換熱器設備成本 120
表4.19  ΔTmin=10 oC之各換熱器公用設施成本 121
表4.20  ΔTmin=10 oC之換熱器設備成本 122
表4.21  ΔTmin=15oC之各換熱器公用設施成本 123
表4.22  ΔTmin=15oC之換熱器設備成本 124
表4.23  ΔTmin=20oC之各換熱器公用設施成本 125
表4.24  ΔTmin=20oC之換熱器設備成本 126
表4.25  換熱器網路整合前後之比較 127
表5.1  Rstoic反應器進料與產物之物流資料表 134
表5.2  三段壓縮系統、吸收塔和氣液分離槽之物流表 138
表5.3  三段壓縮系統、吸收塔和氣液分離槽之物流表 142
表5.4  Rectisol製程之熱交換器資料表 146
表5.5  Rectisol製程之熱交換器資料表 150
表5.6   Rectisol製程冷熱物流表 157
表5.7  Rectisol製程不同趨近溫度之比較表 159
表5.8  ΔTmin = 5oC之換熱器網路配對資料表 162
表5.9  ΔTmin = 10oC之換熱器網路配對資料表 166
表5.10  ΔTmin = 15oC之換熱器網路配對資料表 170
表5.11  ΔTmin = 20oC之換熱器網路配對資料表 174
表5.14  未經熱能整合之各換熱器公用設施成本 182
表5.15  換熱器網路整合前之設備成本 186
表5.16  ΔTmin=5 oC之各換熱器公用設施成本 188
表5.17  ΔTmin=5 oC之換熱器設備成本 189
表5.18  ΔTmin=10 oC之各換熱器公用設施成本 190
表5.19  ΔTmin=10 oC之換熱器設備成本 191
表5.20  ΔTmin=15oC之各換熱器公用設施成本 192
表5.21  ΔTmin=15oC之換熱器設備成本 193
表5.22  ΔTmin=20oC之各換熱器公用設施成本 194
表5.23  ΔTmin=20oC之換熱器設備成本 195
表5.24  換熱器網路整合前後之比較 196
表6.1  Selexol製程和Rectisol製程熱能整合前後之比較 200

鍾丁茂，碳排放減量與京都議定書，生態台灣季刊，8期，第42-44頁 (2005)
許哲維，煤炭氣化複循環發電系統之整合設計暨其應用，碩士論文，淡江大學，台北 (2008)
Production of Specialty Chemicals from a Coal Gasification Acid Gas Waste Stream., che.cemr.wvu.edu/publications/projects (2011)
顧洋，聯合國氣候變化綱要公約第16次締約國大會心得與感想，經濟部能源局能源報導，第5-7頁(2011)

張森，台灣二氧化碳排放量的危機，台灣經濟論衡，Vol. 8  No. 7，第58-64頁 (2010)
Turton, R., R. C. Bailie, W. B. Whiting and J.A. Shaeizitz, “Analysis Synthesis, and Design of Chemical Process”, 3rd th, Prentice Hall：New Jersey, U.S.A.(2003)
Linnhoff, B., “Pinch Analysis – A State-of-the-Art Overview”, 
Trans.IChemE., 71, Part A, 503-522 (1993)
ASPEN PLUS, “User’s Guide: Version 7.2, Aspen Tech.”, Boston, MA, USA (2010)
SUPERTARGET, “User’s Guide, Linnhoff March Ltd.”, Cheshire, U.K. (2003)
Seider, W. D., J. D. Seader, D. R. Lewin, and S. Widagdo, “Product and Process Design Principles Synehesis, Analysis and Evaluation”, third ed, John Wiley & Sons. Inc., Hoboken, N. J. (2010)
Smith, R., “Chemical Process Design and Integration”, 2nd th, John Wiley & Sons Ltd., West Sussex, U. K. (2005) 
Hohmann, E.C., “Optimum Networks for Heat Exchanger”, Ph.D. Thesis, University of Southern California, USA. (1971)
Linnhoff, B. and J.R. Flower, “Synthesis of Heat Exchanger Network: 1. Systematic Generation of Energy Optimal Network”, AIChE J. 24, 633-642 ( 1978)
Ahmad, S., B. Linnhoff and R. Smith, Cost Optimum Heat Exchanger Networks: II. Targets and Design for Detailed Capital Cost Models, Comp. and Chem. Engng., 14, 751 (1990)
楊上暉，氫能程序與乙醛製程之熱能整合研究，碩士論文，淡江大學，台北 (2006)
Gross, J., & Sadowski, G. Perturbed-Chain SAFT:  An Equation of State Based on a Perturbation Theory for Chain Molecules. Ind. Eng. Chem. Res., 40, 1244-1260 (2001)
Gross, J., & Sadowski, G. Modeling Polymer Systems Using the Perturbed-Chain Statistical Associating Fluid Theory Equation of State. Ind. Eng. Chem. Res., 41, 1084-1093 (2002)
Gross, J., & Sadowski, G. Application of the Perturbed-Chain SAFT Equation of State to Associating Systems. Ind. Eng. Chem. Res., 41, 5510-5515 (2002)
Dominik, A., Chapman, W. G., Kleiner, M., Sadowski, G. Modeling of Polar Systems with the Perturbed-Chain SAFT Equation of State. Investigation of the Performance of Two Polar Terms. Ind. Eng. Chem. Res., 44, 6928-6938 (2005) 
Aspen Technology, Inc., “Aspen Plus Model of the CO2 Capture Process by DEPG” (2008)
Aspen Technology, Inc., “Rate-Based Model of the CO2 Capture Process by MEOH using Aspen Plus” (2008)
http://www.methanex.com/products/methanolprice.html (2011)

U.S. DOE, “Carbon Dioxide Capture and Transportation Options in the Illinois Basin” (2004)
李文伯，高效率低污染靜沒發電技術-IGCC，能源報導，八月號，第3-7頁 (2007)
http://www.moeaboe.gov.tw/promote/greenhouse/PrGHMain. aspx?PageId=pr_gh_list (2010)
談駿嵩、鄭旭翔，台灣在二氧化碳回收及再利用上之研究現況， 國立清華大學化學工程學系 (2006)
William Breckenridge, Black & Veatch Pritchard, Inc.,  Allan Holiday Farmland Industries, James O Y Ong Texaco Inc. and Curtis Sharp UOP, “Use of SELEXOL Process in Coke Gasification to Ammonia Project”, The University of Oklahoma, U.S.A. (2000)
吳昇鴻、謝延鵬、盧俞錡、李夢輝，熱力學在開發低耗能二氧化碳吸收劑之應用，化工，第58卷，第三期、第40-56頁 (2011)
http://www.uop.com/ (2011)
http://www.lurgi.com/website/Home.106.0.html (2011)
Mahasenan M. , “The Hydrogen Energy California (HECA) Project Commercial Demonstration of IGCC with 90% CO2 Capture”, NETL CO2 Capture Technology Meeting, Pittsburgh, PA  (2010)
Ordorica-Garcia G., Douglas P., Croiset E., Zheng L., “Technoeconomic evaluation of IGCC Power Plantsfor CO2 Avoidance”, Energy Conversion & Management, 47, 2250–2259 (2006)