11 
Table 3  AHTL experimental results and model assumptions 
Operating Conditions and Results 
Nannochloropsis 
Chlorella 
Aspen  Design 
Case Model 
Temperature, °F (°C) 
667 (353) 
658 (348) 
660 (349) 
Pressure, psia 
3020 
2930 
3035 
Feed solids, wt%  
Ash included 
Ash free basis 
34.4% 
31.5% 
20.0% 
18.7% 
22.3% 
20.0% 
LHSV, vol./h per vol. reactor  
Equivalent residence time, minutes 
2.23 Hybrid 
PFR-CSTR 
27 
2.22 Hybrid PFR-
CSTR 
27 
4 PFR 
15 
Total dry mass algae, lb. (kg) 
12 (5.44) 
5.1 (2.3) 
Not applicable
3
Total continuous run time, hours 
9.87 
7.44 
Not applicable
3
HTL oil yield (dry, ash free algae), wt% 
59% 
41% 
59% 
Product yields on dry algae, wt% 
HTL Oil (dry) 
Aqueous organic + ash 
Gas 
Filter solids 
56% 
39% 
5% 
1% 
38% 
59% 
1% 
2% 
51% 
43%
1
4% 
2%
1
HTL dry oil analysis, wt%  
Ash     
77.0% 
10.4% 
8.0% 
4.2% 
0.3% 
3 ppm 
0.14% 
77.3% 
9.4% 
6.1% 
6.2% 
0.65% 
0.03% 
0.29% 
77.0% 
10.4% 
8.0% 
4.2% 
0.3% 
Not modeled
2
0.14% 
HTL oil moisture, wt% 
HTL oil wet density 
2.8 wt% 
0.94 
5.6 wt% 
0.98 
5.6 wt% 
0.94 Aspen est. 
Aqueous phase COD 
Aqueous phase density 
77,200 
1.05 
88,800 
63,600 Aspen  
1.01 Aspen est. 
1
Experimentally, most of the ash components are solubilized. Until more is known, and for simplicity at this early stage, ash 
compounds are treated as solids throughout the model. 
Phosphorus partitioning is not directly modeled in Aspen because of the small quantity, most of which reports to the solid phase. 
3
Total dry mass and continuous run times are not applicable to the steady-state simulation model
The HTL results from the Nannochloropsis run show a higher oil yield than the Chlorella run.  This is 
likely caused by the combined impact of higher lipid content and higher solids loading to the HTL reactor 
combined with compositional differences for the two feeds.  Strain specific characteristics, such as total 
lipid content, fatty acid profile, protein content, and ash constituents all play a role in the resultant oil 
yield and quality.  These effects combine to dictate the quality of the oil HTL oil and the quantity of 
organic partitioning to the oil phase when simple gravity separation is used for separation and oil 
recovery.     
Pdf make text searchable - search text inside PDF file in C#.net, ASP.NET, MVC, Ajax, WinForms, WPF
Learn how to search text in PDF document and obtain text content and location information
search text in pdf using java; how to search pdf files for text
Pdf make text searchable - VB.NET PDF Text Search Library: search text inside PDF file in vb.net, ASP.NET, MVC, Ajax, WinForms, WPF
Learn How to Search Text in PDF Document and Obtain Text Content and Location Information in VB.NET application
how to select text in pdf; pdf find highlighted text
12 
The higher oil yield is chosen for the design (aka target) case, which is not strain specific More AHTL 
processing data are needed for algal species with high biomass productivity as opposed to just high lipid 
producing types.  Additionally, there is a need to optimize AHTL process conditions to maximize the oil 
yield.  Improved product separation to efficiently recovered oil and reduce carbon lost to the aqueous 
phase is needed regardless of the algae type.  Examples could include use of high efficiency oil/water 
separators or the introduction of additives to the AHTL reactor that could facilitate phase separation. 
Appendix C details the rationale for compounds selected for use in the Aspen model. 
2.2.2. AHTL Capital Costs 
The capital cost for the HTL reactor system is based on vendor budgetary estimates from the National 
Advanced Biofuels Consortium (NABC) for wood based HTL systems [Knorr 2013].  The original 
NABC cost data were scaled to the whole algae HTL rate. Two reactor trains, each containing two 
parallel HTL reactors is assumed. The HTL reactors are a jacketed serpentine pipe with heating medium 
in the annular space. This is similar to a double pipe heat exchanger or the serpentine reactors used for 
low density polyethylene manufacturing [Exxon 2014]. Scaling assumptions and installation factors can 
be found in Appendix B.  The capital costs for the HTL system are shown in Table 4.  As will be shown 
in Section 3, HTL represents the single largest capital cost for the entire conversion plant.  Development 
of kinetic data, corrosion data, and investigating catalytic HTL are means of better defining pathways to 
reduced costs. 
The metallurgy of the NABC cost data (316 stainless) is the same as that used in the algae experimental 
work.  Appropriate metallurgy is a key to safe operation and capital cost; hence corrosion analysis is 
underway, but not available at the time of this writing.   
Table 4  AHTL capital costs 
Item 
Purchased,  
million USD 
Installed,  
million USD 
Source 
Driers 
10.0 
15.9 
Muth 2013 
HTL Reactor System: 
Pumps, heat integration, HTL 
reactor, knockout drums  
36.0 
74.8 
Knorr 2013 
Phase separation 
2.36 
4.59 
Knorr 2013 
Reactor hot oil system 
4.49 
6.44 
Knorr 2013 
Total 
52.8 
102 
2.3. 
AHTL Aqueous Phase Treatment
The aqueous product (Table 3) from AHTL contains significant levels of nitrogen and carbon that must be 
recovered for their nutrient and economic value.  The nitrogen content in the aqueous phase precludes the 
use of anaerobic digestion as a treatment method. Typical C:N molar ratios for anaerobic digestion are in 
the 27-32:1 range; high nitrogen content causes a build-up of ammonia which is harmful to the organism 
[Kosseva 2013]. Experimental data from PNNL for the HTL aqueous phase for four different strains have 
a C:N ratio ranging from 2.6 to 5.2, which are very much out of that given range.  Catalytic hydrothermal 
C# PDF Convert to Text SDK: Convert PDF to txt files in C#.net
What should be noted here is that our PDF to text converting library Thus, please make sure you have installed VS 2005 or above versions and .NET Framework
make pdf text searchable; how to make pdf text searchable
VB.NET Image: Robust OCR Recognition SDK for VB.NET, .NET Image
can be Png, Jpeg, Tiff, image-only PDF or Bmp following sample codes demonstrate how to extract text from bmp of image file formats, so you can make all desired
find and replace text in pdf; convert pdf to searchable text online
13 
gasification (CHG) provides an alternative means for carbon and nitrogen recovery that is not C:N 
limited. 
The CHG reactor catalytically converts all organics to CO
2
and CH
4
.
The process is similar to HTL in 
that heat and pressure are used to drive the conversion and water is maintained in the liquid state.  
However CHG differs from HTL in that employs a catalyst [Elliott 2011, 2012] and produces a gaseous 
product.  The solubility of salts decrease and that of organics increase. Both the change in solubility and 
change in density affect mass transfer rates. The experimental set up is described by Elliott [2012]. 
Figure 6 shows the flow diagram for CHG.  Since the CHG ruthenium catalyst is sensitive to sulfur, a 
sulfur scavenger is needed. A nickel guard bed is placed ahead of the CHG reactor (sulfur scrubber) to 
capture organic sulfur.  However, this does not capture sulfates. A possible mitigation method is to add 
calcium hydroxide to the HTL feed prior to liquefaction to cause the sulfate ions formed during 
liquefaction to precipitate as solid calcium sulfate. Sulfate removal is under investigation and is not 
included in this report. Future work will consider more effective means of sulfur capture and/or CHG 
catalysts less susceptible to poisoning, as this may be necessary for certain algae species and/or 
cultivation environments. 
Figure 6  Process flow for Area 200: CHG 
In this process, the HTL aqueous phase is pumped to ~3,000 psia, and preheated to 350 °C.  The feed to 
the fixed bed catalyst reactor is preheated using heat recovered from the CHG products stream (HX-240).  
A fired heater provides trim heat.  Organic sulfur is scavenged in a guard bed containing nickel catalyst 
before being fed to a fixed bed catalytic reactor.  Organics in the aqueous phase are mainly converted to 
CO
2
and CH
4
.  Treated water is recycled to the algae farm to reduce fresh nutrient demands during 
cultivation. The produced CHG gas is sent to the hydrogen generation area to generate hydrogen for the 
upgrading plant.  If the AHTL plant is not co-located with the upgrader, part of the offgas from the CHG 
system can be sent to a boiler to generate steam for process use or power generation. The cost for a 
hydrocyclone filter is included as a conservative measure. However, this will likely not be necessary if the 
Area 100 (AHTL) filter operates efficiently. 
HTL Aqueous 
from A100
Fuel Gas to A400
Treated Water 
to Ponds
CHG 
Reactors
R-240
Sulfur 
Guard
RS-242
Preheater
H-240
HX-240
P-240
Air Fin 
Condenser
HX-251
Flash 
Tank
V-255
VB.NET PDF Convert to Text SDK: Convert PDF to txt files in vb.net
API, users will be able to convert a PDF file or a certain page to text and easily save Before you get started, please make sure that you have installed the
text searchable pdf file; text searchable pdf
Online Convert PDF to Text file. Best free online PDF txt
We try to make it as easy as possible to Professional PDF to text converting library from RasterEdge PDF for Visual C# developers to convert PDF document to
select text in pdf file; select text in pdf
14 
2.3.1. CHG Process Design Basis 
Table 5 shows the results of the continuous flow reactor CHG experiments and the model assumptions.  
Since CO
2
is soluble in water (especially at high pressure), the produced gas is methane rich, while a 
significant portion of the CO
2
remains with the condensed treated water.  A ninety-nine percent reduction 
in COD was achieved in the non-optimized experimental system.  Further reductions in severity 
(temperature, pressure, space velocity) may still be achievable.  Future work should explore corrosion 
analysis as well.  The Aspen model reflects the experimental set-up in that the HTL aqueous product is 
cooled prior to downstream processing.  Since CHG (and the feed to the hydrotreaters) must be reheated 
and pumped back to the operating pressure, there is an opportunity for better heat integration between 
HTL, CHG and possibly the hydrotreaters.  Analysis of the cost tradeoffs are beyond the scope this report, 
and should be considered in the future.  Additionally, research is needed to understand the conversion of 
organics in the aqueous phase to hydrogen, bio-products, and species that can rejoin the predominantly 
organic phase. 
Table 5  CHG experimental results and model assumptions 
Component 
Nannochloropsis 
Chlorella 
Aspen  Target 
Model 
Guard Bed 
Raney nickel 
Raney nickel 
Raney nickel 
Temperature, °F (°C) 
667 (353) 
662 (350) 
662 (350) 
Pressure, psia 
2955+40 
3063+18 
2980 
Catalyst 
LHSV, vol./hour per vol. catalyst 
WHSV, wt./hr per wt. catalyst 
7.8 wt% Ru/C 
1.49 
2.98 
7.8 wt% Ru/C 
2.0 
3.99 
7.8% Ru/C 
2.0 
3.99 
% COD conversion 
% Carbon to gas
1
98.8% 
59% 
99.9% 
48% 
99.9% 
57% 
Gas analysis, volume % 
CO
H
2
CH
C
2
N
water 
28.4% 
2.3% 
66.2% 
2.1% 
1.0% 
-- 
22% 
0% 
76% 
2% 
-- 
-- 
22% 
0% 
71% 
2% 
-- 
5.8% 
Treated water COD 
971 
32 
Low, recycle treated 
water to ponds 
Note that the remaining converted carbon is dissolved bicarbonate 
VB.NET Create PDF Library SDK to convert PDF from other file
Create writable PDF file from text (.txt) file in VB.NET project. is a good way to share your ideas because you can make sure that the PDF file cannot be
how to select text on pdf; search pdf for text
OCR Images in Web Image Viewer | Online Tutorials
page provides detailed information for recognizing text from scanned or doucments in Web Document Viewer, make sure that you Build, Save a Scannable PDF, PDF/A.
convert pdf to searchable text; how to select text in pdf and copy
15 
2.3.2. CHG Capital Costs 
The capital costs for CHG are shown in Table 6.  CHG is very similar to AHTL, hence capital costs for 
the CHG reactor are based on the vendor budgetary estimates from the NABC for wood and corn stover 
plug flow AHTL reactor [Knorr 2013].  Six CHG reactors in parallel are assumed.  Additional details can 
be found in Appendix B. 
Table 6  CHG capital costs  
Item or Area 
Purchased, 
million USD 
Installed, 
million USD 
Source 
Pumps 
1.27 
1.81 
Aspen Capital Cost Estimator 
Feed/Product Exchangers 
20.2 
44.4 
Knorr 2013 
Fired Heater 
0.61 
0.74 
Knorr 2013 
Hydrocyclone 
3.56 
7.47 
KUeb’V EngineeUing QXoWe
Guard Bed 
0.63 
1.27 
Assumed 5% of CHG reactors 
CHG Reactors 
12.7 
25.3 
Knorr 2013 
Product Air Fin Cooler 
0.37 
0.48 
Aspen Capital Cost Estimator 
Total 
39.3 
81.4 
2.4. 
AHTL Oil Hydrotreating
AHTL oil requires further catalytic processing to remove oxygen, nitrogen and sulfur.  Ideally, the AHTL 
oil would be transported to a centralized upgrader that accepts oil from multiple sites to realize 
commercial economies of scale.  This could be a dedicated system or it could occur at an existing 
petroleum refinery.  However, more work is needed to characterize the processing needs of AHTL oil and 
the oxygen, nitrogen and sulfur limits that could be tolerated in a conventional plant.  Also, distance and 
scale of the central upgrader must be considered. Therefore, for this preliminary analysis, the hydrotreater 
and hydrogen plant are co-located with the AHTL unit on the algae farm site.  Sensitivity to off-site 
processing is considered in Section 4. 
Typical AHTL oil hydrotreating conditions to date are approximately 350 to 400 °C, 1,000 to 2,000 psig, 
and 0.2 to 0.3 liquid hourly space velocity.  Initial experimental work from the NAABB found that a 
single hydrotreater (continuous operation) was able to reduce the oxygen content to less than 1% and the 
nitrogen content to <0.3%.  A patent application suggests pressures as low as 500 psia [Marker 2009] for 
similar type feedstocks.  
The AHTL oil hydrotreating process flow is shown in Figure 7.  The raw AHTL oil is mixed with 
hydrogen and preheated.  Oxygen is converted to CO
2
and water, nitrogen is converted to ammonia, and 
sulfur is converted to hydrogen sulfide.  Some of the ammonia remains dissolved in the water phase, 
which in turn is recycled to the algae farm in this configuration that assumes co-location.  Ammonia in 
the gas phase will need to be removed with a water scrubber. The hydrotreater effluent is cooled to 
VB.NET Image: Start with RasterEdge .NET Imaging SDK in Visual
dll: With this dll, users are capable of recognizing text from scanned documents, images or existing PDF documents and creating searchable PDF-OCR in VB.NET.
converting pdf to searchable text format; how to search text in pdf document
16 
condense the produced water and hydrocarbons.  The organic phase is fractionated into four boiling point 
cuts: C
4
minus, naphtha range, diesel range, and heavy oil range material.  The heavy oil is assumed to be 
cracked in a conventional hydrocracker to produce additional naphtha- and diesel-range products.  
GC/MS data are available for the whole hydrotreated oil. However, simulated distillation data are used to 
estimate the volumes of naphtha, diesel and heavy oil boiling range material, as product cut analysis is not 
yet available. 
Figure 7  Process flow for hydrotreating 
Future work should consider means for reducing the nitrogen, sulfur and oxygen content in the AHTL oil 
in order to minimize the need for hydrotreating, for example, through oil pretreatment. 
2.4.1. AHTL Oil Hydrotreating Design Basis 
The design basis for hydrotreating, using PNNL experimental data from flow reactors, is shown in Table 
7.  Note that the Nannochloropsis HTL oil and the Chlorella HTL oil were hydrotreated using different 
scale hydrotreaters and this accounts for the difference in total run time.  Elliott et al. [2013] reports 79% 
to 85% mass yields for hydrotreating HTL oil derived from four different types of Nannochloropsis
Recent experimental data from PNNL using HTL oil from Tetraselmis show a similar range and less than 
1 wt% oxygen in the product. Thus the targeted yield is conservative. 
Raw HTL Oil
Hydrotreater
R-310
Hydrogen
P-310
H-311
H-318A
FS-311
High Pressure
Separator
FS-315
Low Pressure
Separator
PSA
Offgas
Wastewater
Gasoline Pool
Diesel Pool
To Hydrocracker
Trim 
Heater
17 
Table 7  Hydrotreating experimental results and model assumptions 
Component 
Nannochloropsis 
Chlorella 
Aspen  Target Model 
Temperature, °F (°C) 
745 (396) 
752 (400) 
757 (403) 
Pressure, psia 
1936+7 
~1500 
1515 
Catalyst 
Sulfided? 
LHSV, vol./hour per vol. catalyst 
WHSV, wt./hr per wt. catalyst 
CoMo/alumina-F
yes 
0.20 
0.23 
CoMo/alumina-F
yes 
0.20 
0.25 
CoMo/alumina
Purchased presulfided 
0.5 
0.625 
HTL oil feed rate, lb/h (g/h) 
0.141 (63.9) 
0.011 (4.8) 
Commercial scale 
Total continuous run time, hours 
6.0 
20 
Not applicable
2
Chemical H
2
consumption, wt/wt 
raw HTL bio-oil (wet) 
0.0375 
0.043 
0.043 
Products, wt % 
Hydrotreated oil      
Aqueous phase 
Gas    
81% 
9% 
10% 
75% 
16% 
9% 
77% 
16% 
7% 
Product oil, wt% (dry basis) 
84.4% 
13.5% 
1.85% 
0.25% 
<0.005 
83.4% 
13.5% 
2.2% 
<0.05 
<0.005 
86% 
14% 
<1% 
<0.05% 
0.0% 
Aqueous carbon, wt%  
0.75% 
0.27% 
0.3% 
Gas analysis, volume% 
CO
2
, CO 
CH
4
C
2
NH
3
6% 
54% 
40% 
Not measured 
12.8% 
41.3% 
44.6% 
1.3% 
0% 
45% 
54% 
1% 
TAN,  feed (product) 
Viscosity@40 °C, cSt,  
feed    (product) 
Density@40 °C, g/cm
3
,  
feed    (product) 
69 (<0.1) 
475 (4.5) 
0.953 (0.768) 
39.3 (<0.01)
223 (1.29) 
0.987 (0.761) 
Not calculated 
Aspen: (3.07) 
Aspen: 0.925 (0.755) 
1
Two samples below detect, one sample at 0.66 
2
Total continuous run times are not applicable to the steady-state simulation model 
The catalyst chosen for this work is commonly used in petroleum hydrodesulfurization.  The results 
indicate that it is active for nitrogen and oxygen removal as well.  Further work is needed to optimize the 
run conditions (temperature, pressure, space velocity and catalyst type) to achieve low nitrogen and 
oxygen content products while minimizing formation of light compounds.    
Chemical hydrogen consumption is the difference between the hydrogen content at the inlet and outlet of 
the reactor. Typical petroleum refining chemical hydrogen consumption is 450 scf/bbl for a naphtha 
18 
desulfurizer and 1200 scf/bbl for a single stage hydrocracker [Parkash 2003].  The hydrogen chemical 
consumption for AHTL oil shown in Table 7 is approximately equal to 3200 scf/bbl.  Thus there is some 
incentive to improve AHTL operation to reduce the nitrogen and oxygen content in the oil, while 
minimizing carbon loss.  Reduced nitrogen and oxygen will also reduce the size of the exotherm, which 
may allow higher space velocities. 
AHTL oil contains compounds that might cause hydrotreating catalyst deactivation, for example, salts 
and phosphorus.  One possible consideration is to use desalters similar to those used in petroleum 
refineries, and a simple wash is included in the model.  Although petroleum hydrotreater catalyst life is 
typically several years, a conservative estimate of one year is assumed here.  Future work will better 
quantify feed preparation needs and actual deactivation rates and regeneration methods.   
The hydrocracking assumptions are shown in Table 8.  No experimental data are yet available.  However, 
as the heavier than diesel fraction is a hydrocarbon, it is likely that it can be processed in a manner similar 
to conventional petroleum hydrocracking.  Some over-cracking (gas production) is assumed and the 
product is geared towards maximizing the diesel fraction.  Experimental demonstration of heavy HTL oil 
hydrocracking should be conducted in the future.   
Table 8  Hydrocracking model assumptions 
Process 
Basis 
Assumptions 
Hydrocracking heavier 
than diesel portion of 
hydrotreated HTL oil 
No experimental data, assumed 
to be similar to conventional 
hydrocrackers, with  
LHSV>0.5 
Temperature: 370 °C 
Pressure: 1035 psia 
H
2
chemical consumption:  
0.02 wt/wt heavy oil 
Product breakdown:  
Gas (excluding excess H
2
); 8 wt% 
Liquid fuels: 86 wt% 
Aqueous: 6 wt% 
2.4.2. AHTL Oil Hydrotreating Capital Costs 
The capital costs shown in Table 9 are based on a review of conventional naphtha, diesel and kerosene 
hydrotreaters as published in the SRI 2007 Yearbook [SRI 2007a] and from Petroleum Refining 
Technology and Economics [Gary 2007].  Additional cost details can be found in Appendix B. 
Table 9  Hydrotreater capital costs 
Item or Area 
Purchased, million 
USD 
Installed, million 
USD 
Source 
Hydrotreater system (4500 BPSD) 
14.4 
24.7 
SRI 2007a 
Hydrocracker system (500 BPSD) 
3.8 
5.7 
SRI 2007b 
The costs spanned a broad range from simple naphtha hydrodesulfurization units, to multi-stage 
hydrocrackers.  In addition to the reactor(s), each system at least includes recycle compressors, multi-
stage flash systems and distillation.  For example, a 6500 bpd feed hydrocracker capital cost (2011$) 
ranges from $10 million installed (inside battery limits) to $70 million.  Costs for a generic hydrocracking 
system (2000 psia) were chosen as the basis for hydrotreating and hydrocracking.  While these costs are 
19 
generally applicable to AHTL oil hydrotreating as they employ similar temperatures and pressures, 
conventional refining space velocities tend to be higher.  Hydrotreater reactor cost sensitivity is 
considered in Section 4. 
 
2.5. 
Hydrogen Generation
The hydrogen plant is a conventional natural gas based steam reformer.  Most of the off-gas is used to fire 
the reformer. However, a portion of the off-gas is compressed and mixed with makeup natural gas which 
is then sent to a hydrodesulfurization (HDS) unit.  Figure 8 shows the simplified flow scheme for 
hydrogen generation by steam reforming of natural gas [SRI International 2007b, Meyers 2004, H
2
2013] combined with the off-gas streams from CHG, hydrotreating and hydrocracking.  Hydrogen for the 
HDS unit is supplied by the off-gas stream.  The gas exiting the HDS unit is then mixed with superheated 
steam and sent through an adiabatic pre-reformer to convert C
2
+ compounds to methane prior to entering 
the main steam reformer to produce syngas. This reduces the rate of coking in the main reformer.  The 
syngas hydrogen content is increased by high temperature water-gas-shift (WGS).  After condensing out 
the water, the hydrogen is purified by pressure swing adsorption (PSA).  Off-gas from the PSA is 
recycled to the reformer burners.  
Figure 8  Process flow for hydrogen production  
Saturated and superheated steams are generated by recuperating heat from the reformer exhaust and 
cooling the product from the water gas shift reactor.  The generated steam is used in the reformer and also 
to provide process heat, including the distillation column reboilers.   
PSA
Shift
Steam 
Drum
Methane 
Reformer
Hydrogen
Offgas
Air
Offgas
Natural Gas
Flue Gas
Condensed 
Water
HDS
Pre-Reformer
Superheated
Steam
20 
2.5.1. Hydrogen Generation Design basis 
The design assumptions are shown in Table 10.  
AVpen’V 
Gibbs minimization reactors are used to model 
the pre-reforming, methane reforming and burner reactions.  The reactor methane conversion of 80 mole 
% matches that reported by SRI [SRI International 2007b]. 
Table 10 Area 600 design basis 
Equipment 
Assumptions 
Pre-reformer 
Outlet temperature 
925 
F (496 
C) 
Outlet pressure 
429 psia 
Steam/carbon ratio 
3.5 
Methane Reformer 
Steam pressure 
670 psia 
Outlet temperature 
1562 
F (850 
C) 
Outlet pressure 
399 psia 
Burners 
Bridge wall  temperature 
1800 
F (982 
C) 
Pressure 
Slightly positive 
Shift Reactor 
Outlet temperature 
568 
F (300 
C) 
Outlet pressure 
388 psia 
Approach to equilibrium 
98% 
PSA 
Hydrogen delivery pressure 
376 psia 
Hydrogen recovery 
90% 
2.5.2. Hydrogen Generation Cost Estimation 
Capital costs for hydrogen generation are taken from the SRI 2007 Yearbook and scaled to the necessary 
hydrogen production rate using the SRI scale factor.  The equipment includes a sulfur guard bed, pre-
reformer, primary reformer with nickel catalyst, high temperature WGS reactor, pressure swing 
adsorption unit, waste heat recovery producing high pressure steam and all associate outside battery limit 
equipment. Conventional steam reformer hydrogen plants range in scale from 1 to 100 million scf of 
hydrogen per day.  The hydrogen plant scale needed for the whole algae HTL plant is at the low end: 17 
million scf per day.  The installed capital cost for this plant is $28.6 million dollars.  Additional cost 
details can be found in Appendix B.  The SRI capital costs were crossed checked with results from the 
(Hydrogen Analysis) H
2
A program developed for the DOE Hydrogen Program and were found to be in 
reasonable agreement.  The small size for the hydrogen plant suggests that better economies of scale may 
be obtained by hydrotreating the HTL oil at a central location.   
2.6. 
Nutrient Recycle
Water and nutrient recycle from the conversion plant back to the algae farm are important for both 
economics and life cycle performance.  Cleaned water from CHG and produced water from hydrotreating 
are assumed to be recycled to the farm, as is CO
2
.  The CO
2
that is recycled partly comes from carbonates 
in the CHG water stream and, in part, from the hydrogen plant flue gas which is compressed and returned 
to the pond.   
Documents you may be interested
Documents you may be interested